RU2466980C2 - Method of producing dimethyl ether from methanol - Google Patents

Method of producing dimethyl ether from methanol Download PDF

Info

Publication number
RU2466980C2
RU2466980C2 RU2010144134/04A RU2010144134A RU2466980C2 RU 2466980 C2 RU2466980 C2 RU 2466980C2 RU 2010144134/04 A RU2010144134/04 A RU 2010144134/04A RU 2010144134 A RU2010144134 A RU 2010144134A RU 2466980 C2 RU2466980 C2 RU 2466980C2
Authority
RU
Russia
Prior art keywords
column
methanol
dme
catalyst
liquid
Prior art date
Application number
RU2010144134/04A
Other languages
Russian (ru)
Other versions
RU2010144134A (en
Inventor
Ксиангбо ГУО (CN)
Ксиангбо ГУО
Женг ЛИ (CN)
Женг ЛИ
Кианг ЛИ (CN)
Кианг ЛИ
Чаоганг КСИЕ (CN)
Чаоганг КСИЕ
Кеонг ЯНГ (CN)
Кеонг ЯНГ
Ангуо МАО (CN)
Ангуо МАО
Ксуелианг ЧАНГ (CN)
Ксуелианг ЧАНГ
Генкуан ЖУ (CN)
Генкуан ЖУ
Original Assignee
Чайна Петролеум & Кемикал Корпорейшн
Ресерч Инститьют Оф Петролеум Процессинг, Синопек
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Чайна Петролеум & Кемикал Корпорейшн, Ресерч Инститьют Оф Петролеум Процессинг, Синопек filed Critical Чайна Петролеум & Кемикал Корпорейшн
Priority to RU2010144134/04A priority Critical patent/RU2466980C2/en
Publication of RU2010144134A publication Critical patent/RU2010144134A/en
Application granted granted Critical
Publication of RU2466980C2 publication Critical patent/RU2466980C2/en

Links

Images

Classifications

    • YGENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02PCLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/50Improvements relating to the production of bulk chemicals
    • Y02P20/584Recycling of catalysts

Landscapes

  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)

Abstract

FIELD: chemistry.
SUBSTANCE: invention relates to method of producing dimethyl ether (DME) from methanol, consisting of the following stages: initial methanol raw material is supplied to reactor with fluidised bed, where it contacts with catalyst to carry out dehydration reaction in order to obtain dehydrated reaction flow; said dehydrated reaction flow is passed to separator to separate gas from solid particles to obtain catalyst with coal layer and dehydrated reaction product on the output, part of catalyst or entire said catalyst with coal layer is supplied to regenerator to burn coke for catalyst regeneration by continuous or step-by-step method; regenerated catalyst is passed back to reactor, where it contacts with initial methanol raw material to perform reaction, said dehydrated reaction product is supplied to separator, which includes absorption column and column for DME rectification, and, optionally, column of methanol regeneration; product flow, mainly consisting of DME, is accumulated in upper part of DME rectification column; non-condensable gas, caught with DME and/or methanol, is obtained in upper part of DME rectification column; said non-condensable gas is supplied into absorption column to absorb DME and/or methanol which was caught with absorbing liquid, liquid on the bottom of DME rectification column mainly consisting of unreacted methanol and water; liquid on DME rectification column is arbitrarily separated by column of methanol regeneration to obtain methanol in upper part of column of methanol regeneration and discharge water on the bottom of regeneration column, and absorbing liquid, used in absorption column, is liquid on the bottom of DME rectification column and/or discharge water on the bottom of regeneration column.
EFFECT: method makes it possible to make complete use of heat resulting from DME production, reduce content of methanol in non-condensable waste gas.
25 cl, 14 ex, 3 tbl, 4 dwg

Description

Область техникиTechnical field

Настоящее изобретение относится к способу для производства диметилового эфира из метанола из метанола и более конкретно к способу для производства диметилового эфира из метанола, обезвоживая метанол в газовой фазе в реакторе, имеющем псевдоожиженный, подвижный или текучий катализатор.The present invention relates to a method for the production of dimethyl ether from methanol from methanol, and more particularly, to a method for the production of dimethyl ether from methanol by dehydrating methanol in a gas phase in a reactor having a fluidized, mobile or fluid catalyst.

Предпосылки создания изобретенияBACKGROUND OF THE INVENTION

Диметиловый эфир (ДМЭ) может быть произведен одноступенчатым и двухступенчатым способом. Одноступенчатый способ относится к одноступенчатому синтезу ДМЭ из синтетического газа, а двухступенчатый способ относится к синтезу метанола из синтетического газа с последующим производством ДМЭ путем дегидратации.Dimethyl ether (DME) can be produced in a single-stage and two-stage method. The one-step method relates to a single-step synthesis of DME from synthetic gas, and the two-step method relates to the synthesis of methanol from synthetic gas, followed by the production of DME by dehydration.

Двухступенчатый способ выполняется в две стадии, т.е. синтез метанола из синтетического газа и затем дегидратация метанола с кислым катализатором, чтобы приготовить ДМЭ. Двухступенчатый способ для синтеза ДМЭ - основной процесс для производства ДМЭ в Китае и за рубежом. В указанном двухступенчатом способе метанол используется как исходное сырье с преимуществом малого выхода побочных продуктов реакции дегидратации, высокой чистоты диметилового эфира, современной методики, широкой адаптируемости устройства и простой последующей обработки. Указанный двухступенчатый способ может непосредственно использоваться на метаноловом заводе или на другой неметаноловой установке коммунального предприятия. В целом, в нашей стране и за рубежом используется молекулярное сито ZSM-5, содержащее гамма-окись Al2O3/SiO2 как дегидратирующий катализатор. Температура дегидратации поддерживается в пределах 280-340°С при давлении 0,5-0,8 МПа. Глубина преобразования метанола за один цикл от 70 до 85% и селективность ДМЭ выше 98%.The two-stage method is performed in two stages, i.e. synthesis of methanol from synthesis gas and then dehydration of methanol with an acidic catalyst to prepare DME. The two-step method for the synthesis of DME is the main process for the production of DME in China and abroad. In this two-stage process, methanol is used as a feedstock with the advantage of a low yield of by-products of the dehydration reaction, high purity of dimethyl ether, a modern technique, wide adaptability of the device and simple post-processing. The specified two-stage method can be directly used at a methanol plant or at another non-methanol installation of a utility company. In general, in our country and abroad, we use the ZSM-5 molecular sieve containing gamma-oxide Al 2 O 3 / SiO 2 as a dehydrating catalyst. The dehydration temperature is maintained in the range of 280-340 ° C at a pressure of 0.5-0.8 MPa. The depth of methanol conversion per cycle from 70 to 85% and the selectivity of DME above 98%.

Документ CN 1180064 A раскрывает способ производства ДМЭ. В указанном способе метанол используется как исходное сырье. Реакция дегидратации проводится при относительно низкой температуре (100-125°С) под нормальным давлением (0-0,05 МПа, манометрическое) в присутствии свежего катализатора для получения газообразного ДМЭ.CN 1180064 A discloses a method for producing DME. In this method, methanol is used as feedstock. The dehydration reaction is carried out at a relatively low temperature (100-125 ° C) under normal pressure (0-0.05 MPa, gauge) in the presence of a fresh catalyst to obtain gaseous DME.

Документ CN 1368493 A раскрывает способ производства ДМЭ каталитической дегидратацией метанола. Это относится к способу производства ДМЭ каталитической дегидратацией метанола, в котором указанная дегидратация проводится в присутствии твердого кислотного катализатора, содержащего

Figure 00000001
, предпочтительно равного 2-25% по весу. Предпочтительный носитель катализатора выбран из гамма- Al2O3, µ-Al2O3 и SiO2.CN 1368493 A discloses a process for the production of DME by catalytic dehydration of methanol. This relates to a method for the production of DME by catalytic dehydration of methanol, wherein said dehydration is carried out in the presence of a solid acid catalyst containing
Figure 00000001
preferably equal to 2-25% by weight. A preferred catalyst support is selected from gamma-Al 2 O 3 , µ-Al 2 O 3 and SiO 2 .

Документ CN 1301686 A раскрывает способ производства ДМЭ дегидратацией метанола. В указанном способе катализатор, который использует каолин как исходный материал и модифицирован серной кислотой, который используется для дегидратации метанола и получения ДМЭ.CN 1301686 A discloses a method for producing DME by methanol dehydration. In this method, a catalyst that uses kaolin as a starting material and is modified with sulfuric acid, which is used to dehydrate methanol and obtain DME.

Патент US 2004/0034255 A1 раскрывает способ производства ДМЭ каталитической дегидратацией метанола из газовой фазы с активной окисью алюминия. Указанная активная окись алюминия имеет диаметр поры 2,5-8,0 нм и имеет содержание Na2O ниже 0,07%.US 2004/0034255 A1 discloses a process for the production of DME by catalytic dehydration of methanol from a gas phase with active alumina. The specified active alumina has a pore diameter of 2.5-8.0 nm and has a Na 2 O content below 0.07%.

Вышеупомянутые способы, прежде всего, относятся к производству ДМЭ каталитической дегидратацией метанола со сложными твердыми кислотами, кислотно-модифицированным каолином, активной окисью алюминия и т.д. Кроме того, в этих способах используются, главным образом, реакторы с неподвижным слоем, чтобы получить ДМЭ для чистых химических веществ, и характеризуются небольшим объемом производства и высокими производственными расходами.The above methods primarily relate to the production of DME by catalytic dehydration of methanol with complex solid acids, acid-modified kaolin, active alumina, etc. In addition, these methods mainly use fixed bed reactors to produce DME for pure chemicals, and are characterized by a small production volume and high production costs.

Кроме того, дегидратация метанола является сильной экзотермической реакцией, и реактор адиабатического или неподвижного слоя непрерывно нагревается теплообменом вообще как реактор, потому что трудно регулировать температуру неподвижного слоя.In addition, methanol dehydration is a strong exothermic reaction, and the adiabatic or fixed bed reactor is continuously heated by heat exchange in general, like a reactor, because it is difficult to control the temperature of the fixed bed.

В настоящее время технический процесс каталитической дегидратации метанола в газовой фазе, чтобы получить ДМЭ, в основном, заключается в следующем: исходное метаноловое сырье нагревается через испаритель или выпарную колонну, и затем все пары подаются в реактор для проведения реакции; продукт реакции из реактора конденсируется и затем подается в колонну ректификации ДМЭ для проведения ректификационного разделения; продукт ДМЭ выдается из верхней части колонны ректификации ДМЭ, и смесь метанола и воды выпускается из основания колонны ректификации ДМЭ и входит в колонну регенерации метанола для проведения ректификационного разделения; метанол, полученный из регенерационной колонны, передается назад в буферный резервуар метанола для смешивания с исходным сырьем и для повторного испарения; сточные воды выпускаются из системы через дно колонны регенерации метанола.Currently, the technical process for the catalytic dehydration of methanol in the gas phase to obtain DME basically consists in the following: the methanol feed is heated through an evaporator or evaporation column, and then all the vapors are fed to the reactor for the reaction; the reaction product from the reactor is condensed and then fed to the DME distillation column for distillation separation; DME product is discharged from the top of the DME rectification column, and a mixture of methanol and water is discharged from the base of the DME rectification column and enters the methanol recovery column for distillation separation; methanol obtained from the recovery column is transferred back to the methanol buffer tank for mixing with the feedstock and for re-evaporation; wastewater is discharged from the system through the bottom of the methanol recovery column.

Патент США 5037511 раскрывает способ производства чистого ДМЭ из метанола. В указанном способе метанол выпаривается теплообменом и подвергается каталитической реакции дегидратации в адиабатическом реакторе с неподвижным слоем. Обезвоженный продукт реакции вводится в колонну ректификации ДМЭ для проведения ректификации, чтобы получить продукт ДМЭ высокой чистоты. Неконденсируемый газ из верхней части колонны промывается исходным метаноловым сырьем и затем выпускается. Из-за отсутствия регулирования температуры в реакторе реакция дегидратации метанола имеет широкий диапазон температуры реакции и низкое преобразование метанола и производит большое количество побочных продуктов. Ректификационная колонна снабжена линией промывки щелочью и линией промывки водой. Процесс весьма сложен.US patent 5037511 discloses a method for the production of pure DME from methanol. In this method, methanol is evaporated by heat transfer and undergoes a catalytic dehydration reaction in a fixed-bed adiabatic reactor. The dehydrated reaction product is introduced into a DME distillation column to carry out a rectification to obtain a high purity DME product. Non-condensable gas from the top of the column is washed with methanol feedstock and then discharged. Due to the lack of temperature control in the reactor, the methanol dehydration reaction has a wide reaction temperature range and low methanol conversion and produces a large number of by-products. The distillation column is equipped with an alkali washing line and a water washing line. The process is very complicated.

Китайский патент ZL 95113028.5 раскрывает способ производства ДМЭ из метанола. Его цель состоит в обеспечении процесса производства ДМЭ, в котором может использовать сырой метанол как исходное сырье. Исходное метаноловое сырье имеет концентрацию 72% или выше. Сырое исходное метаноловое сырье сначала подают в испарительно-разделительную колонну, чтобы удалить материалы с высокой точкой кипения и загрязнители, и затем подвергают каталитической реакции дегидратации в присутствии комплексного твердого кислотного катализатора в реакторе многоступенчатого охлаждения. Поскольку пары метанола вводятся в реактор многоступенчатого охлаждения шаг за шагом, газ, который подвергается реакции дегидратации на предыдущей стадии, имеет более высокую температуру и может быть охлажден парами метанола с более низкой температурой в последующей стадии, чтобы избежать повышения температуры и в пользу улучшения преобразования. Однако поскольку пары метанола имеют низкую теплоемкость, пары метанола имеют ограниченные возможности как охлаждающая среда. В реакторе охлаждающего типа температура реакции является относительно высокой. Диапазон температур реакции достаточно широкий и приводит к получению увеличенного количества побочных продуктов. Поэтому указанный способ имеет низкое одноступенчатое преобразование и низкий выход продукта и не подходит для крупномасштабного промышленного производства. Обезвоженный продукт вводится в колонну ректификации ДМЭ для проведения ректификации и получения продукта ДМЭ с чистотой 90-99,99%. Неконденсируемый газ из верхней части колонны ректификации ДМЭ вводится в абсорбционную колонну для промывки. Неконденсируемый газ, например, Н2 и СН4 выходит из верхней части абсорбционной колонны. Абсорбирующая жидкость, используемая в абсорбционной колонне, подробно не описывается.Chinese patent ZL 95113028.5 discloses a method for the production of DME from methanol. Its purpose is to ensure the production process of DME, in which it can use crude methanol as a feedstock. The methanol feedstock has a concentration of 72% or higher. The crude methanol feed is first fed to an evaporator separation column to remove high boiling point materials and contaminants, and then subjected to a catalytic dehydration reaction in the presence of a complex solid acid catalyst in a multi-stage cooling reactor. Since methanol vapor is introduced step by step into the multi-stage cooling reactor, the gas that undergoes the dehydration reaction in the previous step has a higher temperature and can be cooled with lower temperature methanol vapor in the subsequent step in order to avoid temperature increase and in favor of improved conversion. However, since methanol vapor has a low heat capacity, methanol vapor has limited potential as a cooling medium. In a cooling type reactor, the reaction temperature is relatively high. The reaction temperature range is wide enough and results in an increased amount of by-products. Therefore, this method has a low single-stage conversion and low product yield and is not suitable for large-scale industrial production. The dehydrated product is introduced into the DME rectification column to carry out the rectification and obtain a DME product with a purity of 90-99.99%. Non-condensable gas from the top of the DME rectification column is introduced into the absorption column for flushing. Non-condensable gas, for example, H 2 and CH 4 exits from the top of the absorption column. The absorbent liquid used in the absorption column is not described in detail.

С целью уменьшения общего потребления энергии на выпаривание исходного метанолового сырья и снижения затрат на оборудование китайский патент 200410022020.5 предлагает другой способ производства ДМЭ. В указанном способе колонна для выпаривания исходного метанолового сырья и колонна регенерации метанола объединены в отгоночно-выпарную колонну. Исходное метаноловое сырье с содержанием метанола 70-99,99% вводится в верхнюю часть отгоночно-выпарной колонны для выпаривания в указанной колонне. Жидкость со дна колонны ректификации ДМЭ вводится в среднюю часть отгоночно-выпарной колонны, чтобы разделить метанол и воду в указанной колонне. Указанная отгоночно-выпарная колонна выполняет функцию выпаривания исходного метанолового сырья и функцию отделения и регенерации водного раствора метанола. Это может не только снять затраты на колонну регенерации метанола и вспомогательного оборудования, но также и резко снизить затраты энергии для извлечения метанола из жидкой смеси на дне колонны ректификации ДМЭ. Однако в указанном способе все исходное метаноловое сырье вводится в выпарную колонну, нагрузка жидкой фазы слишком велика, и для практической работы трудно гарантировать низкий уровень концентрации метанола в сточных водах из колонны. Поэтому нужна еще одна выпарная колонна, в основном, для обработки сточных вод, вытекающих из отгоночно-выпарной колонны и содержащих небольшое количество метанола. В то же время из-за большой нагрузки жидкой фазой отгоночно-выпарной колонны нужно обеспечить большой диаметр колонны, и, следовательно, расходы увеличиваются. В случае низкой концентрации исходного метанолового сырья концентрацию метанола газовой фазы в верхней части колонны нельзя регулировать, и это сырье содержит большое количество воды, поэтому равновесная реакция преобразования уменьшает выход продукта за один цикл.In order to reduce the total energy consumption for evaporation of the methanol feedstock and reduce equipment costs, Chinese Patent 200410022020.5 offers another method for producing DME. In this method, a column for evaporating the methanol feedstock and a methanol recovery column are combined into a stripping column. The methanol feed with a methanol content of 70-99.99% is introduced into the upper part of the stripping column for evaporation in the specified column. The liquid from the bottom of the DME rectification column is introduced into the middle of the stripping column to separate methanol and water in the column. The specified stripping column performs the function of evaporation of the source of methanol feedstock and the function of separation and regeneration of an aqueous solution of methanol. This can not only remove the costs of the methanol recovery column and auxiliary equipment, but also drastically reduce the energy costs for extracting methanol from the liquid mixture at the bottom of the DME rectification column. However, in this method, all of the methanol feedstock is introduced into the evaporation column, the load of the liquid phase is too high, and for practical work it is difficult to guarantee a low level of methanol concentration in the wastewater from the column. Therefore, another evaporation column is needed, mainly for the treatment of wastewater flowing from the stripping column and containing a small amount of methanol. At the same time, due to the large load of the liquid phase of the stripping column, it is necessary to ensure a large diameter of the column, and therefore, costs increase. In the case of a low concentration of the methanol feedstock, the concentration of the methanol gas phase in the upper part of the column cannot be controlled, and this raw material contains a large amount of water, therefore, the equilibrium conversion reaction reduces the product yield per cycle.

Чтобы преодолеть недостаток тяжелой нагрузки на отгоночно-выпарную колонну, китайский патент ZL 200410022020.5, CN 1919819 A раскрывает новый процесс производства ДМЭ, в котором часть метанолового материала вводится в верхнюю часть ректификационной колонны для извлечения метанола и другая часть вводится в подогреватель метанола для теплообмена с газовой смесью, которая формируется в результате реакции, вводя перегреватель метанола вместе с газом из ректификационной колонны регенерации метанола, и затем смесь вводится в охлаждаемый реактор для реакции. Указанный процесс позволяет гибко регулировать испарение метанола в зависимости от различного исходного метанолового сырья и уменьшить расход охлаждающей среды в ректификационной колонне восстановления метанола. Однако поскольку в указанном процессе все еще используется адиабатический реактор с неподвижным слоем, температура реакции является относительно высокой, и производится большое количество побочных продуктов.To overcome the disadvantage of the heavy load on the stripping column, Chinese patent ZL 200410022020.5, CN 1919819 A discloses a new DME production process in which part of the methanol material is introduced into the top of the distillation column to extract methanol and another part is introduced into the methanol heater for heat exchange with gas the mixture, which is formed as a result of the reaction, introducing a methanol superheater together with gas from the distillation column of methanol recovery, and then the mixture is introduced into a cooled reactor for re ktsii. The specified process allows you to flexibly control the evaporation of methanol depending on the different source of methanol feedstock and to reduce the flow rate of the cooling medium in the distillation column of methanol recovery. However, since the adiabatic fixed bed reactor is still used in this process, the reaction temperature is relatively high and a large number of by-products are produced.

Документ CN 1830934 A раскрывает способ для производства ДМЭ из метанола. В указанном способе используется реактор с неподвижным слоем, имеющий встроенный трубчатый нагревательный элемент для теплообмена. Газообразный метанол используется для удаления части тепла реакции через трубчатый теплообменник. Это до некоторой степени решает проблему относительно высокой температуры реакции в реакторе с неподвижным слоем. Исходное метаноловое сырье сначала вводится в промывную колонну для промывки спиртом, чтобы смыть неконденсируемый отходящий газ, поступающий из колонны ректификации ДМЭ как побочный продукт реакции, и затем вводится в метаноловую колонну для испарения. Выпаренный метанол вводится во встроенный трубчатый теплообменник реактора, который будет перегрет, и затем вводится в слой катализатора в верхнюю часть реактора для реакции. Продукт реакции после теплообменника вводится в колонну ректификации ДМЭ в газовую фазу для проведения ректификации. Указанный способ использует часть тепла реакции, уменьшает повышение температуры реакции и снижает выход побочного продукта реакции. Однако поскольку теплосодержащая среда - метанол газовой фазы, отвод тепла только из газа имеет ограниченную эффективность. Таким образом, эффект управления температурой реактора и сокращения затрат на энергии не очень заметен.Document CN 1830934 A discloses a method for the production of DME from methanol. The method uses a fixed bed reactor having an integrated tubular heating element for heat exchange. Methanol gas is used to remove part of the reaction heat through a tubular heat exchanger. This to some extent solves the problem of the relatively high reaction temperature in the fixed bed reactor. The methanol feed is first introduced into the washing column for washing with alcohol to wash off the non-condensable off-gas coming from the DME rectification column as a reaction by-product, and then introduced into the methanol column for evaporation. Evaporated methanol is introduced into the integrated tubular reactor heat exchanger, which will be superheated, and then introduced into the catalyst bed at the top of the reaction reactor. The reaction product after the heat exchanger is introduced into the DME rectification column into the gas phase for rectification. The specified method uses part of the heat of reaction, reduces the increase in reaction temperature and reduces the yield of a reaction by-product. However, since the heat-containing medium is gas phase methanol, heat removal only from gas has limited efficiency. Thus, the effect of controlling the temperature of the reactor and reducing energy costs is not very noticeable.

В целом, одним признаком существующих способов производства ДМЭ является использование исходного метанолового сырья, включающего метанол, регенерируемый колонной регенерации метанола. Высокая температура для его испарения всегда обеспечивается испарителем, выпарной колонной, колонной регенерации метанола или продуктом реакции, а не непосредственно реакцией дегидратации метанола. Поэтому реакция связана с ростом температуры и с большим количеством побочных продуктов. С другой стороны, чтобы управлять температурой реакции дегидратации метанола в реакторе, в существующих способах используется метанол в газовой фазе как охлаждающая среда в процессе прямого теплообмена, например, когда газообразный метанол вводится в реактор с быстрым охлаждением или в теплообменник типа встроенного трубчатого теплообменника. Однако, поскольку теплосодержащая среда - метанол газовой фазы, отвод тепла только извлечением теплосодержания газа имеет ограниченный эффект. Таким образом, эффект управления температурой реактора и сокращение затрат энергии незначителен.In general, one feature of existing DME production methods is the use of a methanol feedstock, including methanol, regenerated by a methanol recovery column. The high temperature for its evaporation is always provided by the evaporator, the evaporation column, the methanol recovery column or the reaction product, and not directly by the methanol dehydration reaction. Therefore, the reaction is associated with an increase in temperature and with a large number of by-products. On the other hand, in order to control the temperature of the methanol dehydration reaction in the reactor, existing methods use methanol in the gas phase as a cooling medium in the process of direct heat exchange, for example, when methanol gas is introduced into the reactor with rapid cooling or into a heat exchanger such as an integrated tubular heat exchanger. However, since the heat-containing medium is gas phase methanol, heat removal only by extracting the heat content of the gas has a limited effect. Thus, the effect of controlling the temperature of the reactor and reducing energy costs is negligible.

Другая особенность существующих способов производства ДМЭ заключается в том, что здесь исходное метаноловое сырье используется как промывная жидкость или абсорбирующая жидкость в колонне промывки спиртом или в абсорбционной колонне. Неконденсируемые газы, выходящие из верхней части газожидкостного сепаратора или из верхней части колонны ректификации ДМЭ, захватывают небольшое количество метанола и ДМЭ, которые в известных способах поглощены исходным метаноловым сырьем. Однако растворимость ДМЭ в метаноле является низкой, и поэтому большое количество исходного метанолового сырья должно быть подано в промывную колонну для промывки спиртом или в абсорбционную колонну, и эффективность абсорбции также является низкой. Когда производство ДМЭ расширяется, метанол и ДМЭ, захваченный в большом количестве неконденсируемых газов в продукте реакции, требуют большого количества метанола для промывки и абсорбции. Это приводит к большой нагрузке колонны промывки спиртом и абсорбционной колонны жидкой фазой, к большому диаметру колонны и к увеличению затрат на оборудование.Another feature of existing DME production methods is that here the methanol feed is used as a wash liquid or an absorbent liquid in an alcohol wash column or in an absorption column. Non-condensable gases leaving the upper part of the gas-liquid separator or from the upper part of the DME distillation column capture a small amount of methanol and DME, which in the known methods are absorbed by the methanol feedstock. However, the solubility of DME in methanol is low, and therefore a large amount of the methanol feed must be fed to the wash column for washing with alcohol or to the absorption column, and the absorption efficiency is also low. As the production of DME expands, methanol and DME trapped in a large amount of non-condensable gases in the reaction product require a large amount of methanol for washing and absorption. This leads to a large load of the alcohol washing column and the absorption column in the liquid phase, to a large diameter of the column and to an increase in equipment costs.

Краткое описание изобретенияSUMMARY OF THE INVENTION

Цель настоящего изобретения состоит в обеспечении нового процесса производства ДМЭ, который является процессом производства, особенно подходящим для производства ДМЭ в реакторе с псевдоожиженным слоем, который позволит полностью использовать тепло реакции от производства ДМЭ путем каталитической дегидратации метанола, уменьшает содержание метанола в неконденсируемом отходящем газе и удовлетворяет требования крупномасштабного промышленного производства ДМЭ.The purpose of the present invention is to provide a new process for the production of DME, which is a production process especially suitable for the production of DME in a fluidized bed reactor, which will fully utilize the reaction heat from the production of DME by catalytic dehydration of methanol, reduces the methanol content in the non-condensable off-gas and satisfies requirements for large-scale industrial production of DME.

Настоящее изобретение обеспечивает способ производства диметилового эфира из метанола, который содержит следующие стадии:The present invention provides a method for the production of dimethyl ether from methanol, which comprises the following steps:

исходное метаноловое сырье подается в реактор с псевдоожиженным слоем и входит в контакт с катализатором для проведения реакции дегидратации и получения дегидрированного реакционного потока; и указанный дегидрированный реакционный поток передается в сепаратор для отделения газа от катализатора и получения катализатора с угольным слоем и дегидрированного продукта реакции,the methanol feed is fed to a fluidized bed reactor and is contacted with a catalyst to carry out a dehydration reaction and obtain a dehydrogenated reaction stream; and said dehydrogenated reaction stream is transferred to a separator for separating gas from the catalyst and producing a carbon-bed catalyst and a dehydrogenated reaction product,

в котором часть или весь указанный катализатор с угольным слоем подается в регенератор, чтобы выжечь кокс для регенерации непрерывным или пошаговым способом; регенерированный катализатор передается назад в реактор и входит в контакт с исходным метаноловым сырьем, чтобы осуществить реакцию,in which part or all of the specified catalyst with a coal layer is fed into the regenerator in order to burn out the coke for regeneration in a continuous or stepwise manner; the regenerated catalyst is transferred back to the reactor and comes into contact with the methanol feedstock to carry out the reaction,

в котором указанный дегидрированный продукт реакции подается в сепаратор, включающий абсорбционную колонну и колонну ректификации ДМЭ, и произвольно в колонну регенерации метанола; поток продукта, состоящий главным образом из ДМЭ, получается в верхней части колонны ректификации ДМЭ; неконденсируемый газ, захваченный с ДМЭ и/или метанолом, скапливается в верхней части колонны ректификации ДМЭ; указанный неконденсируемый газ подается в абсорбционную колонну, чтобы абсорбировать захваченный ДМЭ и/или метанол абсорбирующей жидкостью; жидкость на дне колонны ректификации ДМЭ состоит, в основном, из непрореагировавшего метанола и воды; жидкость на дне колонны ректификации ДМЭ может быть дополнительно отделена колонной регенерации метанола, чтобы получить метанол в верхней части колонны регенерации метанола и технологическую воду на дне колонны регенерации, иwherein said dehydrogenated reaction product is fed to a separator comprising an absorption column and a DME rectification column, and optionally to a methanol recovery column; a product stream consisting mainly of DME is obtained at the top of the DME rectification column; non-condensable gas trapped with DME and / or methanol accumulates in the upper part of the DME rectification column; said non-condensable gas is supplied to the absorption column in order to absorb the trapped DME and / or methanol in the absorbing liquid; the liquid at the bottom of the DME rectification column consists mainly of unreacted methanol and water; the liquid at the bottom of the DME rectification column may be further separated by a methanol recovery column to obtain methanol at the top of the methanol recovery column and process water at the bottom of the recovery column, and

в котором абсорбирующая жидкость, используемая в абсорбционной колонне, является отработанной жидкостью на дне колонны ректификации ДМЭ и/или технологической водой на дне колонны регенерации метанола.in which the absorbing liquid used in the absorption column is the spent liquid at the bottom of the DME rectification column and / or process water at the bottom of the methanol recovery column.

Способ по настоящему изобретению позволяет эффективно управлять температурой реакции слоя и гарантировать непрерывное преобразование метанола в ДМЭ. Преобразование метанола, в основном, выше 80%. Селективность ДМЭ выше 98%. Потребление энергии может быть значительно снижено.The method of the present invention can effectively control the reaction temperature of the layer and ensure continuous conversion of methanol to DME. Methanol conversion is mainly above 80%. The selectivity of DME is above 98%. Energy consumption can be significantly reduced.

Исходное метаноловое сырье по настоящему изобретению имеет содержание метанола 5-100% по весу, предпочтительно 50-100% по весу, более предпочтительно 90-100% по весу и может содержать небольшое количество загрязнителей, таких как вода. Исходное метаноловое сырье - сырой метанол, полученный газификацией и синтезом из множества видов ископаемого топлива, такого как природный газ, уголь, нефтеносный песок, нефть и/или метанол из любого другого источника. Исходное метаноловое сырье может подаваться в жидкой фазе или в газовой фазе после теплообмена с продуктом реакции или другими источниками тепла.The methanol feed of the present invention has a methanol content of 5-100% by weight, preferably 50-100% by weight, more preferably 90-100% by weight, and may contain a small amount of contaminants such as water. The methanol feedstock is crude methanol obtained by gasification and synthesis from many types of fossil fuels, such as natural gas, coal, oil sand, oil and / or methanol from any other source. The methanol feed can be supplied in the liquid phase or in the gas phase after heat exchange with the reaction product or other heat sources.

Катализатор может содержать Y-цеолит и дополнительно другой цеолит, но он не должен содержать неорганическую окись и глину, при этом весовое соотношение другого цеолита к Y-цеолиту лежит в пределах 0-10. Указанный катализатор предпочтительно содержит неорганическую окись (окиси), глину, Y-цеолит и дополнительно другой цеолит, в котором весовое соотношение другого цеолита к Y-цеолиту составляет 0-10, и в общей сложности другой цеолит и Y-цеолит включают 10-80% по весу катализатора.The catalyst may contain Y-zeolite and additionally another zeolite, but it should not contain inorganic oxide and clay, while the weight ratio of the other zeolite to Y-zeolite is in the range of 0-10. The specified catalyst preferably contains inorganic oxide (s), clay, Y-zeolite and additionally another zeolite, in which the weight ratio of the other zeolite to Y-zeolite is 0-10, and in total the other zeolite and Y-zeolite include 10-80% by weight of the catalyst.

Указанный Y-цеолит включает цеолит Y-типа и их производные или модифицированные цеолиты и выбран из группы, состоящей из Y, HY, REY, REHY, USY, REUSY и их смесей.Said Y-zeolite includes Y-type zeolite and derivatives or modified zeolites thereof and is selected from the group consisting of Y, HY, REY, REHY, USY, REUSY and mixtures thereof.

Указанный другой цеолит в виде одного или нескольких компонентов выбран из мезопористых цеолитов, бета-цеолитов и SAPO-цеолитов.The specified other zeolite in the form of one or more components is selected from mesoporous zeolites, beta zeolites and SAPO zeolites.

Указанный мезопористый цеолит включает ряд ZRP (редкоземельные элементы, модифицированные железом), ряд цеолитов ZSP, ряд цеолитов ZSM и их производные или модифицированные цеолиты. Для более подробного описания ZRP можно обратиться к патенту США 5232675. Указанный цеолит ряда ZSM выбран из группы, состоящей из ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-22, ZSM-23; ZSM-35, ZSM-38, ZSM-48 и других цеолитов, имеющих подобную структуру. Для более подробного описания ZSM-5 можно обратиться к патенту США 3702886.Said mesoporous zeolite includes a series of ZRP (rare earth elements modified with iron), a series of ZSP zeolites, a series of ZSM zeolites and their derivatives or modified zeolites. For a more detailed description of ZRP, you can refer to US patent 5232675. The specified zeolite series ZSM selected from the group consisting of ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-22, ZSM-23; ZSM-35, ZSM-38, ZSM-48 and other zeolites having a similar structure. For a more detailed description of ZSM-5, you can refer to US patent 3702886.

Более предпочтительный катализатор содержит Y-цеолиты, мезопористые цеолиты, неорганические окиси и глину, в котором весовое соотношение мезопористого цеолита KY-цеолиту составляет 0,1-10, и общий вес мезопористого цеолита и Y-цеолита составляет 10-80% общего веса катализатора.A more preferred catalyst contains Y-zeolites, mesoporous zeolites, inorganic oxides and clay, in which the weight ratio of the mesoporous zeolite KY zeolite is 0.1-10, and the total weight of the mesoporous zeolite and Y-zeolite is 10-80% of the total weight of the catalyst.

Указанная неорганическая окись выбрана из группы, состоящей из окиси алюминия, кремнезема, аморфной окиси алюминия, двуокиси кремния и их смесей. Глина - каолин и/или галлуазит.Said inorganic oxide is selected from the group consisting of alumina, silica, amorphous alumina, silica and mixtures thereof. Clay - kaolin and / or halloysite.

Реакция дегидратации проводится при температуре 100-550°С, предпочтительно 150-380°С под давлением I~1500 кПа (в настоящем описании это всегда манометрическое давление), предпочтительно I~1000 кПа и более предпочтительно I~900 кПа, с весовым соотношением катализатора к исходному метаноловому сырью составляет 0,001-50, предпочтительно 0,005-40 при среднечасовой скорости подачи сырья 0,01-100 час-1, предпочтительно 0,1-50 час-1.The dehydration reaction is carried out at a temperature of 100-550 ° C, preferably 150-380 ° C under a pressure of I ~ 1500 kPa (in the present description it is always gauge pressure), preferably I ~ 1000 kPa and more preferably I ~ 900 kPa, with a weight ratio of catalyst to source a methanol feedstock is 0.001-50, preferably 0,005-40 at weight hourly space velocity of 0.01-100 chas- 1, preferably 0.1-50 h -1.

Пропорция катализатора с угольным слоем, подверженного сжиганию кокса, составляет 0,5-100% от общего веса катализатора с угольным слоем. Когда часть катализатора с угольным слоем вводится в регенератор для регенерации сжиганием кокса, оставшийся катализатор с угольным слоем возвращается в реактор, и указанная часть катализатора с угольным слоем, подверженного сжиганию кокса, составляет 0,5-99% от общего веса катализатора с угольным слоем.The proportion of the catalyst with the coal layer, prone to burning coke, is 0.5-100% of the total weight of the catalyst with the coal layer. When a portion of the coal-bed catalyst is introduced into the regenerator for regeneration by burning coke, the remaining coal-bed catalyst is returned to the reactor, and said portion of the coal-bed catalyst susceptible to burning coke is 0.5-99% of the total weight of the coal-bed catalyst.

Регенерация - одноступенчатая регенерация или двухступенчатая регенерация, и указанный регенерированный катализатор - частично регенерированный катализатор (т.е. полурегенерированный катализатор) и/или полностью регенерированный катализатор.Regeneration is a one-stage regeneration or a two-stage regeneration, and said regenerated catalyst is a partially regenerated catalyst (i.e., a semi-regenerated catalyst) and / or a fully regenerated catalyst.

Указанный катализатор, содержащий Y-цеолит, выбран из группы, состоящей из свежего катализатора, регенерированного катализатора, полурегенерированного катализатора, регенерируемого катализатора и их комбинации.The specified catalyst containing Y-zeolite is selected from the group consisting of fresh catalyst, regenerated catalyst, semi-regenerated catalyst, regenerated catalyst, and combinations thereof.

Реактор с псевдоожиженным слоем выбран из группы, состоящей из реактора с псевдоожиженным слоем, лифт-реактора, реактора с нисходящей линией перекачки, составного лифт-реактора и псевдоожиженного слоя, составного лифт-реактора и нисходящей линии передачи, составного реактора из двух или нескольких лифт-реаторов, составного реактора из двух или нескольких псевдоожиженных слоев и составного реактора из двух или нескольких нисходящих линий передачи. Каждый из вышеупомянутых реакторов может быть разделен на две или нескольких реакционных зон. Предпочтительно, указанный лифт-реактор представляет собой один или несколько лифт-реакторов с равным диаметром, лифт-реакторов с равной скоростью и лифт-реакторов с переменным диаметром. Предпочтительно, указанный псевдоожиженный слой, один или несколько, выбран из неподвижного псевдоожиженного слоя, состоящего из твердых псевдоожиженных частиц, кипящего слоя, турбулентного слоя, быстрого слоя, передающего слоя и псевдоожиженного слоя плотной фазы. Предпочтительный реактор - реактор с псевдоожиженным слоем, более предпочтительно с псевдоожиженным слоем плотной фазы.The fluidized bed reactor is selected from the group consisting of a fluidized bed reactor, an elevator reactor, a downflow reactor, a composite elevator reactor and a fluidized bed, a composite elevator reactor and a downstream, a composite reactor of two or more elevator reactors, a composite reactor of two or more fluidized beds and a composite reactor of two or more downstream transmission lines. Each of the aforementioned reactors can be divided into two or more reaction zones. Preferably, said elevator reactor comprises one or more elevator reactors with equal diameter, elevator reactors with equal speed and elevator reactors with variable diameter. Preferably, said fluidized bed, one or more, is selected from a fixed fluidized bed consisting of solid fluidized particles, a fluidized bed, a turbulent bed, a fast bed, a transfer bed, and a dense phase fluidized bed. A preferred reactor is a fluidized bed reactor, more preferably a dense phase fluidized bed.

Регенерированный катализатор может не охлаждаться или может быть охлажден до 100-650°С и затем подан обратно в реактор. Охлаждение может быть проведено прямым или косвенным способом через теплообменник. Прямой теплообмен состоит в непосредственном контакте регенерированного катализатора с воздухом или паром, имеющим более низкую температуру для осуществления процесса теплообмена. Этот воздух представляет собой часть воздуха или весь воздух, подаваемый в регенератор после сжатия воздушным компрессором. Иными словами, тепловая энергия высокой температуры от части регенерированного катализатора используется для подогрева воздуха, входящего в регенератор. Прямой теплообменник встроен в псевдоожиженный слой или в лифт-реактор. Охлажденный катализатор после отделения в циклонном сепараторе отпаривается горячим паром, чтобы удалить загрязняющий газ, например N2, O2 и CO2, и затем подается в спиртовой реактор каталитической конверсии. Косвенный теплообмен заключается в использовании теплообменника, через корпус которого проходит горячий катализатор, и трубы, через которую проходит насыщенная вода или другая теплообменная среда.The regenerated catalyst may not be cooled or may be cooled to 100-650 ° C. and then fed back to the reactor. Cooling can be carried out directly or indirectly through a heat exchanger. Direct heat transfer consists in direct contact of the regenerated catalyst with air or steam having a lower temperature for the implementation of the heat transfer process. This air is part of the air or all of the air supplied to the regenerator after being compressed by an air compressor. In other words, heat thermal energy from a part of the regenerated catalyst is used to heat the air entering the regenerator. A direct heat exchanger is integrated in the fluidized bed or in the riser reactor. The cooled catalyst after separation in a cyclone separator is steamed with hot steam to remove polluting gas, such as N 2 , O 2 and CO 2 , and then fed to the alcohol catalytic conversion reactor. Indirect heat transfer involves the use of a heat exchanger through which a hot catalyst passes through a housing, and pipes through which saturated water or other heat transfer medium passes.

Согласно одному предпочтительному примеру воплощения исходное метаноловое сырье получает тепло от реакционного потока и катализатора в реакторе и/или катализатора в регенераторе перед его подачей в реактор с псевдоожиженным катализатором, где он входит в контакт с катализатором.According to one preferred embodiment, the methanol feedstock receives heat from the reaction stream and the catalyst in the reactor and / or the catalyst in the regenerator before being fed to the fluidized-bed reactor, where it comes into contact with the catalyst.

Согласно одному предпочтительному примеру воплощения сепаратор включает абсорбционную колонну, колонну ректификации ДМЭ и колонну регенерации метанола, в котором 99,9-90% по объему жидкости со дна колонны ректификации ДМЭ подается в колонну регенерации метанола, и 0,1-10% по объему жидкости со дна колонны ректификации ДМЭ подается в абсорбционную колонну как абсорбирующая жидкость.According to one preferred embodiment, the separator comprises an absorption column, a DME distillation column, and a methanol recovery column, in which 99.9-90% by volume of liquid from the bottom of the DME rectification column is fed to a methanol recovery column, and 0.1-10% by volume of liquid From the bottom of the rectification column, DME is supplied to the absorption column as an absorbing liquid.

Согласно одному предпочтительному примеру воплощения сепаратор дополнительно включает сепаратор газ-жидкость, в котором дегидрированный продукт реакции и/или жидкость со дна абсорбционной колонны подается в сепаратор газ-жидкость; после отделения газа от жидкости получается часть жидкой фазы и часть газовой фазы, в которой часть жидкой фазы подается в колонну ректификации ДМЭ, а часть газовой фазы подается в абсорбционную колонну.According to one preferred embodiment, the separator further includes a gas-liquid separator in which the dehydrogenated reaction product and / or liquid from the bottom of the absorption column is fed to a gas-liquid separator; after the gas is separated from the liquid, a part of the liquid phase and a part of the gas phase are obtained, in which part of the liquid phase is fed to the DME distillation column, and part of the gas phase is fed to the absorption column.

Согласно одному предпочтительному примеру воплощения колонна ректификации ДМЭ - насадочная колонна или тарельчатая колонна. Она работает под давлением 0,1-1,5 МПа, предпочтительно 0,5-1,2 МПа. Эта колонна работает при температуре верхней части колонны 20-90°С и температуре нижней части колонны 100-220°С. Теоретическое число тарелок 10-35. Впускное отверстие расположено между 4-й тарелкой и 16-й тарелкой, считая от верха колонны. Выпускное отверстие ДМЭ расположено между 1-й тарелкой и 5-й тарелкой, считая от верхней части колонны.According to one preferred embodiment, the DME rectification column is a packed column or plate column. It operates under a pressure of 0.1-1.5 MPa, preferably 0.5-1.2 MPa. This column operates at a temperature of the upper part of the column of 20-90 ° C and a temperature of the lower part of the column of 100-220 ° C. The theoretical number of plates is 10-35. The inlet is located between the 4th plate and the 16th plate, counting from the top of the column. The outlet of DME is located between the 1st plate and the 5th plate, counting from the top of the column.

Согласно одному предпочтительному примеру воплощения колонна регенерации метанола - насадочная или тарельчатая колонна. Она работает под давлением 0,01-0,6 МПа, предпочтительно 0,1-0,5 МПа при температуре верхней части колонны 65-170°С и нижней части колонны 100-220°С. Теоретическое число тарелок 10-35. Впускное отверстие расположено между 4-й тарелкой и 5-й тарелкой, считая от верхней части колонны. Выпускное отверстие для паров метанола в положении между 1-й тарелкой и 5-й тарелкой, считая от верхней части колонны.According to one preferred embodiment, the methanol recovery column is a packed or plate column. It operates under a pressure of 0.01-0.6 MPa, preferably 0.1-0.5 MPa, at a temperature of the upper part of the column of 65-170 ° C and the lower part of the column of 100-220 ° C. The theoretical number of plates is 10-35. The inlet is located between the 4th plate and the 5th plate, counting from the top of the column. The outlet for methanol vapor in the position between the 1st plate and the 5th plate, counting from the top of the column.

Согласно одному предпочтительному примеру воплощения абсорбирующая/регенерационная колонна - насадочная колонна или тарельчатая колонна. Она работает под давлением 0,1-1,5 МПа, предпочтительно 0,5-1,2 МПа при температуре 30-70°С. Теоретическое число тарелок 1-15. Впускное отверстие находится в середине нижней части колонны,According to one preferred embodiment, the absorbent / regeneration column is a packed column or plate column. It operates under a pressure of 0.1-1.5 MPa, preferably 0.5-1.2 MPa, at a temperature of 30-70 ° C. The theoretical number of plates is 1-15. The inlet is in the middle of the bottom of the column,

Описание чертежейDescription of drawings

Фигура 1 - упрощенная схема технологического процесса производства ДМЭ из метанола согласно настоящему изобретению.Figure 1 is a simplified flow diagram of the production of DME from methanol according to the present invention.

Фигура 2 - подробная схема технологического процесса согласно одному примеру воплощения настоящего изобретения.Figure 2 is a detailed flowchart according to one example embodiment of the present invention.

Фигура 3 - подробная схема технологического процесса согласно одному примеру воплощения настоящего изобретения.Figure 3 is a detailed flowchart according to one embodiment of the present invention.

Фигура 4 - диаграмма, показывающая растворимость ДМЭ в водном растворе метанола при температуре 25°С и нормальном давлении.Figure 4 is a diagram showing the solubility of DME in an aqueous methanol solution at a temperature of 25 ° C. and normal pressure.

ПРЕДПОЧТИТЕЛЬНЫЕ ПРИМЕРЫ ВОПЛОЩЕНИЯ ИЗОБРЕТЕНИЯPREFERRED EMBODIMENTS OF THE INVENTION

Ниже приводится подробное описание предпочтительных примеров воплощения изобретения со ссылками на сопроводительные чертежи. Приведенные примеры являются чисто иллюстративными и не должны рассматриваться как ограничения объема изобретения, который определен исключительно прилагаемой формулой изобретения. Различные изменения и модификации в раскрытых примерах воплощения будут очевидны для специалистов в данной области и могут быть сделаны, не выходя из духа и объема изобретения.The following is a detailed description of preferred embodiments of the invention with reference to the accompanying drawings. The examples given are purely illustrative and should not be construed as limiting the scope of the invention, which is defined solely by the attached claims. Various changes and modifications to the disclosed exemplary embodiments will be apparent to those skilled in the art and may be made without departing from the spirit and scope of the invention.

Упрощенная схема технологического процесса по настоящему изобретению показана на фигуре 1, на которой регенератор обозначен цифрой 101 и реактор дегидратации метанола обозначен цифрой 102.A simplified flow diagram of the present invention is shown in FIG. 1, in which the regenerator is indicated by 101 and the methanol dehydration reactor is indicated by 102.

Горячий катализатор от регенератора 101 подается через линию 111 в реактор 102. Прежде чем войти в реактор 102, горячий катализатор охлаждается в теплообменнике 104. Исходное метаноловое сырье после нагрева в теплообменнике 105 подается по линии 121 в реактор 102 и вступает в контакт с горячим катализатором в линии 111 для проведения реакции дегидратации метанола. После завершения реакции сформированный продукт реакции, состоящий, главным образом, из ДМЭ, отделяется от катализатора, выходит из реактора 102 по линии 122 и подается в сепаратор 103. В сепараторе продукт реакции дополнительно разделяется на газообразный продукт, состоящий, в основном, из ДМЭ, и жидкий продукт, состоящий, в основном, из метанола. Газообразный продукт выходит из сепаратора по линии 131 и подается в резервуар-хранилище (не показано). Отделенный жидкий метанол передается по линии 132 обратно в систему исходного сырья (не показана) для повторного использования. Часть отделенного катализатора передается по линии 124 в реактор дегидратации метанола 102 для использования, и другая часть передается назад по линии 123 в регенератор для повторного использования после регенерации.The hot catalyst from the regenerator 101 is fed through line 111 to the reactor 102. Before entering the reactor 102, the hot catalyst is cooled in the heat exchanger 104. After heating in the heat exchanger 105, the methanol feed is fed through line 121 to the reactor 102 and comes into contact with the hot catalyst in line 111 for the methanol dehydration reaction. After completion of the reaction, the formed reaction product, consisting mainly of DME, is separated from the catalyst, leaves the reactor 102 via line 122, and fed to a separator 103. In the separator, the reaction product is further separated into a gaseous product consisting mainly of DME, and a liquid product consisting mainly of methanol. The gaseous product exits the separator via line 131 and is fed to a storage tank (not shown). The separated liquid methanol is transferred via line 132 back to the feed system (not shown) for reuse. A portion of the separated catalyst is transferred via line 124 to the methanol dehydration reactor 102 for use, and another portion is transferred back through line 123 to the regenerator for reuse after regeneration.

Процесс по настоящему изобретению будет дополнительно описан со ссылками на чертежи 2 и 3, но этот процесс не ограничивается указанными чертежами.The process of the present invention will be further described with reference to drawings 2 and 3, but this process is not limited to these drawings.

Как показано на фигуре 2, исходное метаноловое сырье, имеющее концентрацию метанола 70-99,99% по весу, подается в подогреватель метанола 11 для теплообмена со сформированной реакционной смесью и затем подается в испаритель метанола 6 для испарения. Испаритель метанола имеет конструкцию горизонтального или вертикального типа и работает под давлением 0,1-1,5 МПа при температуре 65-160°С. Влажные пары метанола скапливаются в верхней части испарителя метанола, жидкий метанол находится в нижней части испарителя метанола. Газообразный метанол, поступающий из верхней части испарителя 6, проходит через теплообменник 5, нагревается до температуры 130-240°С, предпочтительно 180-220°С, и вводится в реактор с псевдоожиженным слоем 2 в нижней части реактора для проведения каталитической реакции дегидратации. Катализатор в реакторе 2 после деактивации подается в регенератор 1, чтобы регенерировать под давлением 0,1-1,5 МПа при объемной скорости 0,1-10 час-1 и при температуре регенерации 450-750°С, предпочтительно 550-700°С. В зависимости от скорости деактивации катализатора в реакторе часть катализатора или весь катализатор могут быть регенерированы непрерывным или пошаговым способом. Продукт реакции собирается в верхней части реактора 2, проходит через теплообменник 5, подогреватель метанола 11 и подогреватель сырого ДМЭ 12 и вводится в сепаратор газ-жидкость 7. После отделения газа от жидкости жидкая фракция вводится в среднюю часть колонны ректификации ДМЭ 9, а газовая фракция вводится в абсорбционную колонну 8. Метанол, ДМЭ и захваченный в процессе реакции неконденсируемый газ поглощаются абсорбирующей жидкостью 17 в абсорбционной колонне и возвращаются в сепаратор газ-жидкость 7. Более легкие продукты 16, такие как H2 и СН4, выводятся из верхней части абсорбционной колонны 8. Жидкий продукт реакции ДМЭ, поступающий в ректификационную колонну 9, отделяется путем ректификации, чтобы собрать качественный продукт ДМЭ 18 в верхней части ректификационной колонны, а неконденсируемый газ, собранный в верхней части ректификационной колонны, подается в абсорбционную колонну 8. Жидкость на дне колонны 9, в основном, состоит из непрореагировавшего метанола и воды, полученной в результате реакции (включая воду, содержавшуюся в исходном сырье). Большая часть донной жидкости, например, 99,9-90%, предпочтительно 99%-92%, более предпочтительно 99%-95% подается в колонну регенерации метанола 10, чтобы регенерировать метанол. Небольшая часть, например, 0,1%-10%, предпочтительно 0,1%-8%, более предпочтительно 0,1%-5% жидкости со дна колонны возвращается в абсорбционную колонну 8 как абсорбирующая жидкость 17. Поток метанола 19 собирается в верхней части колонны регенерации метанола 10 и возвращается в систему подачи исходного сырья (не показана). Отработанная вода 20 со дна колонны подается в систему обработки сточных вод (не показана).As shown in FIG. 2, a methanol feed having a methanol concentration of 70-99.99% by weight is fed to the methanol heater 11 for heat exchange with the formed reaction mixture and then fed to the methanol evaporator 6 for evaporation. The methanol evaporator has a horizontal or vertical type design and operates under a pressure of 0.1-1.5 MPa at a temperature of 65-160 ° C. Wet methanol vapor accumulates in the upper part of the methanol evaporator, liquid methanol is in the lower part of the methanol evaporator. Gaseous methanol from the upper part of the evaporator 6 passes through the heat exchanger 5, is heated to a temperature of 130-240 ° C, preferably 180-220 ° C, and introduced into the fluidized bed reactor 2 in the lower part of the reactor to carry out a catalytic dehydration reaction. The catalyst in the reactor 2 after deactivation is fed to the regenerator 1 to regenerate under a pressure of 0.1-1.5 MPa at a space velocity of 0.1-10 h -1 and at a temperature of regeneration of 450-750 ° C, preferably 550-700 ° C . Depending on the rate of deactivation of the catalyst in the reactor, part of the catalyst or the entire catalyst can be regenerated in a continuous or stepwise manner. The reaction product is collected in the upper part of the reactor 2, passes through a heat exchanger 5, a methanol heater 11 and a crude DME heater 12, and introduced into the gas-liquid separator 7. After the gas is separated from the liquid, the liquid fraction is introduced into the middle part of the DME rectification column 9, and the gas fraction introduced into the absorption column 8. Methanol, DME and the non-condensable gas captured during the reaction are absorbed by the absorption liquid 17 in the absorption column and returned to the gas-liquid separator 7. Lighter products 16 such as H 2 and C H 4 are discharged from the top of the absorption column 8. The liquid DME reaction product entering the distillation column 9 is separated by distillation to collect the high-quality DME 18 product in the upper part of the distillation column, and the non-condensable gas collected in the upper part of the distillation column is supplied into the absorption column 8. The liquid at the bottom of the column 9 mainly consists of unreacted methanol and water obtained from the reaction (including water contained in the feed). Most of the bottom liquid, for example, 99.9-90%, preferably 99% -92%, more preferably 99% -95%, is fed to the methanol recovery column 10 in order to regenerate methanol. A small portion, for example, 0.1% -10%, preferably 0.1% -8%, more preferably 0.1% -5% of the liquid from the bottom of the column is returned to the absorption column 8 as an absorbing liquid 17. The methanol stream 19 is collected in the top of the methanol recovery column 10 and returns to the feed system (not shown). Waste water 20 from the bottom of the column is fed into a wastewater treatment system (not shown).

Когда производство ДМЭ расширяется, чтобы снизить расходы на оборудование и уменьшить нагрузку на колонну ректификации ДМЭ, может использоваться схема процесса по настоящему изобретению, показанная на фигуре 3: продукт реакции собирается в верхней части реактора 2, проходит через теплообменник 5 и подогреватель метанола 11, вводится в среднюю часть колонны ректификации ДМЭ 9 во влажной газожидкостной двухфазной форме и отделяется путем ректификации, чтобы собрать качественный продукт ДМЭ 18 в верхней части ректификационной колонны. Неконденсируемый газ, собранный в верхней части ректификационной колонны, подается в абсорбционную колонну 8. Метанол, ДМЭ и т.д., захваченные в верхнем неконденсируемом газе, поглощаются абсорбирующей жидкостью 17 в абсорбционной колонне 8 и возвращаются в середину колонны ректификации ДМЭ 9. Более легкие компоненты 16, такие как Н2 и СН4, выводятся из верхней части абсорбционной колонны 8.When the production of DME is expanded to reduce equipment costs and reduce the load on the DME distillation column, the process scheme of the present invention shown in Figure 3 can be used: the reaction product is collected at the top of reactor 2, passes through heat exchanger 5, and methanol heater 11 is introduced into the middle part of the rectification column DME 9 in a wet gas-liquid two-phase form and is separated by distillation to collect a high-quality product DME 18 in the upper part of the distillation column. Non-condensable gas collected in the upper part of the distillation column is fed to the absorption column 8. Methanol, DME, etc., captured in the upper non-condensable gas, are absorbed by the absorbing liquid 17 in the absorption column 8 and returned to the middle of the DME rectification column 9. Lighter components 16, such as H 2 and CH 4 , are removed from the upper part of the absorption column 8.

Реакция дегидратации метанола - сильная экзотермическая реакция. Повышение температуры неблагоприятно для равновесного преобразования реакции дегидратации. Для цеолитовых катализаторов реакция должна быть проведена при температуре 240-350°С, чтобы иметь относительную высокую скорость и устойчивость реакции. Если температура будет слишком высока, то будет произведено больше побочных продуктов. Это уменьшает селективность реакции. Поэтому, как только будет достигнута подходящая температура реакции, необходимо извлечь излишнее тепло реакции, регулируя температуру слоя катализатора и поддерживать равномерную температуру по всему слою катализатора, чтобы гарантировать высокое преобразование и высокую селективность реакции. Движение жидкости и частиц катализатора в реакторе с псевдоожиженным слоем согласно настоящему изобретению хорошо передает тепло слою катализатора. Температура в слое равномерна и легко управляема. Поэтому указанный реактор с псевдоожиженным слоем является особенно подходящим для сильной экзотермической реакции, такой как каталитическая реакция дегидратации метанола. Реактор с псевдоожиженным слоем может быть снабжен внутренним теплообменником типа змеевика или типа U-образной трубы или внешним коллектором тепла. Теплосодержащая среда может быть насыщенной метанолом жидкостью, поступающей из испарителя метанола 6 и/или из ненасыщенного холодного влажного метанола, нагнетаемого насосом. Насыщенная метанолом жидкость и/или ненасыщенная содержащая метанол холодная жидкость после выпаривания во внутреннем коллекторе тепла или внешнем коллекторе тепла и снижения температуры возвращаются в испаритель метанола. Наряду с реакцией постепенно повышается температура в слое катализатора, и полученное высокое теплосодержание удаляется жидким метанолом во внутреннем теплообменнике или во внешнем коллекторе тепла с тем, чтобы эффективно снизить температуру реакции и стабилизировать ее в оптимальном диапазоне температур реакции, эффективно предотвращая побочные реакции. Тепло реакции непосредственно используется для испарения метанола в коллекторе тепла. После отделения метаноловую газожидкостной смеси пары метанола возвращаются в испаритель метанола 6, и насыщенная жидкость может циклически собирать тепло. Это является остроумной методикой удаления тепла из метаноловой жидкости согласно настоящему изобретению. Указанный способ уменьшает потребление энергии испарителем метанола и полностью использует тепло реакции с целью регулирования температуры. Кроме того, насыщенная метанолом жидкость, прибывающая из испарителя метанола и/или из теплообменника или ненасыщенная холодная, содержащая метанол жидкость, поступающая из метанолового насоса, также может быть использована как теплосодержащая среда. Использование тепла от горения кокса катализатора в регенераторе может дополнительно снизить тепловую нагрузку на испаритель метанола. Однако, поскольку здесь есть риск безопасности использования метанола как теплосодержащей среды в регенераторе, эта стадия нуждается в дополнительном изучении на практике.The methanol dehydration reaction is a strong exothermic reaction. An increase in temperature is unfavorable for the equilibrium conversion of the dehydration reaction. For zeolite catalysts, the reaction should be carried out at a temperature of 240-350 ° C in order to have a relatively high reaction rate and stability. If the temperature is too high, more by-products will be produced. This reduces the selectivity of the reaction. Therefore, as soon as a suitable reaction temperature is reached, it is necessary to extract the excess heat of the reaction by adjusting the temperature of the catalyst layer and maintain a uniform temperature throughout the catalyst layer to ensure high conversion and high selectivity of the reaction. The movement of liquid and catalyst particles in the fluidized bed reactor of the present invention transfers heat well to the catalyst bed. The temperature in the layer is uniform and easily controlled. Therefore, said fluidized bed reactor is particularly suitable for a strong exothermic reaction, such as a catalytic methanol dehydration reaction. The fluidized bed reactor may be provided with an internal heat exchanger such as a coil or a type of U-shaped pipe or an external heat collector. The heat-containing medium may be a methanol-saturated liquid coming from a methanol evaporator 6 and / or from an unsaturated cold wet methanol pumped. The methanol-saturated liquid and / or the unsaturated methanol-containing cold liquid are returned to the methanol evaporator after evaporation in the internal heat collector or external heat collector and lowering the temperature. Along with the reaction, the temperature in the catalyst bed gradually increases, and the resulting high heat content is removed by liquid methanol in the internal heat exchanger or in the external heat collector in order to effectively reduce the reaction temperature and stabilize it in the optimal reaction temperature range, effectively preventing side reactions. The heat of reaction is directly used to vaporize methanol in a heat collector. After the methanol gas-liquid mixture is separated, methanol vapors are returned to the methanol evaporator 6, and the saturated liquid can collect heat cyclically. This is an ingenious technique for removing heat from a methanol liquid according to the present invention. The specified method reduces the energy consumption of the methanol evaporator and makes full use of the heat of reaction in order to control the temperature. In addition, a methanol-saturated liquid coming from a methanol evaporator and / or from a heat exchanger or an unsaturated cold liquid containing methanol coming from a methanol pump can also be used as a heat-containing medium. The use of heat from the combustion of coke catalyst in the regenerator can further reduce the heat load on the methanol evaporator. However, since there is a safety risk of using methanol as a heat-containing medium in the regenerator, this stage needs further study in practice.

Как упомянуто выше, используя испаритель метанола по настоящему изобретению, который служит для выпаривания исходного метанолового сырья и может отбирать тепло непосредственно от реактора и/или регенератора, не только обходится без сборника насыщенного пара, требуемого для отбора тепла от реактора и/или регенератора с насыщенной водой, но также может значительно уменьшить потребление энергии для выпаривания метанола, удаляя тепло реакции или теплоту от сжигания кокса с испарением метанола.As mentioned above, using the methanol evaporator of the present invention, which serves to evaporate the methanol feedstock and can take heat directly from the reactor and / or regenerator, not only does it not have the saturated steam collector required to take heat from the reactor and / or saturated regenerator water, but can also significantly reduce the energy consumption for evaporation of methanol, removing the heat of reaction or the heat from burning coke with the evaporation of methanol.

Колонна ректификации ДМЭ - насадочная колонна или тарельчатая колонна. Она работает под давлением 0,1-1,5 МПа, предпочтительно 0,5-1,2 МПа. Она работает при температуре верхней части колонны 20-90°С и при температуре нижней части колонны 100-220°С. Теоретическое число тарелок колонны 10-35. Впускное отверстие расположено между 4-й тарелкой и 16-й тарелкой, считая от верхней части колонны. Выпускное отверстие ДМЭ расположено между 1-й тарелкой и 5-й тарелкой, считая от верхней части колонны. Полученный ДМЭ может иметь чистоту 90-99,99%. Ректификационная колонна ДМЭ может иметь конденсатор в верхней части колонны. После конденсации одна часть используется для орошения колонны, а другая часть выходит из колонны как продукт. Кратность орошения верха колонны по массе составляла (0,1-5):1. Небольшое количество ДМЭ и других компонентов углеводорода передается из верхней части колонны в абсорбционную колонну.DME rectification column — Packed column or plate column. It operates under a pressure of 0.1-1.5 MPa, preferably 0.5-1.2 MPa. It operates at a temperature of the upper part of the column of 20-90 ° C and at a temperature of the lower part of the column of 100-220 ° C. The theoretical number of plates of the column is 10-35. The inlet is located between the 4th plate and the 16th plate, counting from the top of the column. The outlet of DME is located between the 1st plate and the 5th plate, counting from the top of the column. The resulting DME may have a purity of 90-99.99%. The DME distillation column may have a condenser at the top of the column. After condensation, one part is used to irrigate the column, and the other part leaves the column as a product. The multiplicity of irrigation of the top of the column by weight was (0.1-5): 1. A small amount of DME and other hydrocarbon components is transferred from the top of the column to the absorption column.

Колонна регенерации метанола - насадочная колонна или тарельчатая колонна. Она работает под давлением 0,01-0,6 МПа, предпочтительно 0,1-0,5 МПа. Она работает при температуре верхней части колонны 65-170°С и температуре нижней части колонны 100-220°С. Концентрация метанола у основания колонны ниже 100 частей на миллион (ppm). Теоретическое число тарелок колонны регенерации метанола 10-35. Впускное отверстие расположено между 4-й тарелкой и 16-й тарелкой, считая от верхней части колонны. Выпускное отверстие для паров метанола расположено между 1-й тарелкой и 5-й тарелкой, считая от верхней части колонны. Колонна регенерации метанола может иметь конденсатор в верхней части колонны. После конденсации одна часть используется для орошения колонны, а другая часть выходит из колонна как продукт. Кратность орошения верха колонны по массе составляла (0,1-5):1.Methanol Recovery Column — Packed column or plate column. It operates under a pressure of 0.01-0.6 MPa, preferably 0.1-0.5 MPa. It operates at a temperature of the upper part of the column of 65-170 ° C and a temperature of the lower part of the column of 100-220 ° C. The methanol concentration at the base of the column is below 100 ppm (ppm). The theoretical number of plates of the methanol recovery column is 10-35. The inlet is located between the 4th plate and the 16th plate, counting from the top of the column. The methanol vapor outlet is located between the 1st plate and the 5th plate, counting from the top of the column. The methanol recovery column may have a condenser at the top of the column. After condensation, one part is used to irrigate the column, and the other part leaves the column as a product. The multiplicity of irrigation of the top of the column by weight was (0.1-5): 1.

Абсорбционная колонна - насадочная колонна или тарельчатая колонна. Она работает под давлением 0,1-1,5 МПа, предпочтительно 0,5-1,2 МПа. Она работает при температуре 30-70°С. Теоретическое число тарелок колонны 1-15. Впускное отверстие находится в середине нижней части колонны. Абсорбирующая жидкость - охлаждающая жидкость на дне колонны ректификации ДМЭ и/или сточные воды со дна колонны регенерации. См. описание Cheng Weiguo и Hu Juan, в Application and development of ДМЭ, URBAN GAS, 2006, 375 (5): 3-14, жидкость, в которой ДМЭ имеет самую высокую растворимость, является водой, как показано в таблице 1.Absorption column is a packed column or plate column. It operates under a pressure of 0.1-1.5 MPa, preferably 0.5-1.2 MPa. It works at a temperature of 30-70 ° C. The theoretical number of plates of the column is 1-15. The inlet is in the middle of the bottom of the column. Absorbing liquid - cooling liquid at the bottom of the DME rectification column and / or waste water from the bottom of the regeneration column. See the description of Cheng Weiguo and Hu Juan, in Application and development of DME, URBAN GAS, 2006, 375 (5): 3-14, the liquid in which DME has the highest solubility is water, as shown in Table 1.

Таблица 1Table 1 Растворимость ДМЭSolubility DME РастворительSolvent Растворимость (% по весу)Solubility (% by weight) РастворительSolvent Растворимость (% по весу)Solubility (% by weight) Вода (24°С)Water (24 ° C) 35.335.3 CCl4 (25°С)CCl 4 (25 ° C) 16.3316.33 БензинPetrol Ацетон (25°С)Acetone (25 ° C) 11,8311.83 -40°С-40 ° C 6464 Бензол (25°С)Benzene (25 ° C) 15,2915.29 0°С0 ° C 1919 Хлорбензол (106 кПа, 25°С)Chlorobenzene (106 kPa, 25 ° C) 18,5618.56 25°С25 ° C 77 Метилацетат (93,86 кПа, 25°С)Methyl acetate (93.86 kPa, 25 ° C) 11,111.1

Жидкость на дне колонны ректификации ДМЭ - смесь метанола и воды - также имеет высокую растворимость для метанола и газов ДМЭ относительно исходного метанолового сырья высокой чистоты. Растворимость ДМЭ в водном метаноловом растворе при 25°С нормальном давлении вычислена из различных концентраций метанола и изображена на фигуре 4. Следует отметить, что, используя исходное метаноловое сырье как абсорбирующую жидкость, используя охлажденную жидкость со дна колонны ректификации ДМЭ или отработанную воду со дна колонны регенерации метанола как абсорбирующую жидкость для промывки спиртовой колонны/абсорбирующей колонны, с одной стороны, может резко уменьшить количество подаваемой абсорбирующей жидкости и, с другой стороны, может решить проблему захвата продукта ДМЭ и другого загрязнения в исходном сырье, вызванного при использовании исходного метанолового сырья как абсорбирующей жидкости.The liquid at the bottom of the DME distillation column — a mixture of methanol and water — also has high solubility for methanol and DME gases relative to high purity methanol feedstocks. The solubility of DME in an aqueous methanol solution at 25 ° C normal pressure was calculated from various concentrations of methanol and is depicted in Figure 4. It should be noted that using the starting methanol feed as an absorbing liquid, using chilled liquid from the bottom of the DME rectification column or waste water from the bottom of the column methanol regeneration as an absorbent liquid for washing the alcohol column / absorbent column, on the one hand, can drastically reduce the amount of absorbent liquid supplied and, on the other hand, However, it can solve the problem of capture of the DME product and other contamination in the feedstock caused by using the feed methanol feedstock as an absorbing liquid.

Способ для производства ДМЭ из метанола по настоящему изобретению позволяет эффективно регулировать температуру реакции в слое, чтобы гарантировать непрерывное преобразование метанола в ДМЭ. В одном примере воплощения настоящего изобретения преобразование метанола составляет 80% или больше и селективность ДМЭ составляет 98% или больше. В другом примере воплощения настоящего изобретения преобразование метанола составляет 85% или больше и селективность ДМЭ составляет 99% или больше.The method for producing DME from methanol of the present invention allows the temperature of the reaction in the bed to be effectively controlled to ensure continuous conversion of methanol to DME. In one example embodiment of the present invention, the methanol conversion is 80% or more and the selectivity of DME is 98% or more. In another exemplary embodiment of the present invention, methanol conversion is 85% or more and DME selectivity is 99% or more.

ПримерыExamples

Примеры 1-4 выполнялись в экспериментальной установке с неподвижным псевдоожиженным слоем, примеры 5-6 выполнялись в промышленной экспериментальной установке и примеры 7-8 были основаны на результатах вычисления с общей химической технологии ASPEN PLUS 12.1. Все метаноловые реакторы были реакторами с псевдоожиженным слоем. Свойства исходного метанолового сырья, используемого в примерах (производства завода Beijing Cheminal Works), представлены в таблице 2.Examples 1-4 were carried out in a fixed-fluidized bed experimental plant, examples 5-6 were carried out in an industrial experimental plant, and examples 7-8 were based on calculation results using ASPEN PLUS 12.1 general chemical technology. All methanol reactors were fluidized bed reactors. The properties of the methanol feedstock used in the examples (manufactured by Beijing Cheminal Works) are shown in Table 2.

Таблица 2table 2 Содержание метанола, % по весуThe methanol content,% by weight >99,5> 99.5 Плотность при (20°С), г/млDensity at (20 ° С), g / ml 0,7920.792 Молекулярная массаMolecular mass 32,0432.04 Точка кипенияBoiling point 64,564.5

Пример 1Example 1

Катализатор, используемый в этом примере, имеет обозначение MTD-1 (содержащий 30% по весу цеолита USY, 5% по весу цеолита ZSM-5 и опорный баланс, все основано на общем весе катализатора).The catalyst used in this example is MTD-1 (containing 30% by weight of USY zeolite, 5% by weight of ZSM-5 zeolite and reference balance, all based on the total weight of the catalyst).

Газообразное исходное метаноловое сырье подавалось в реактор с псевдоожиженным слоем до контакта с катализатором MTD-1 и реагировало при температуре 280°С под давлением 0,1 МПа (манометрическое) при весовом отношении катализатора к исходному метаноловому сырью (отношение катализатор/спирт) 2,5 со среднечасовой скоростью подачи сырья (WHSV) 3,0 час-1. Реакционный поток разделялся на катализатор с угольным слоем и поток продукта. Из потока продукта отделялся целевой продукт ДМЭ. Распределение продукта показано на фигуре 3. Непрореагировавший метанол подавался обратно в реактор с псевдоожиженным слоем. Катализатор с угольным слоем был разделен на две части, 50% по весу которого подавалось в регенератор для регенерации сжиганием кокса, и остальные 50% по весу подавались обратно в реактор с псевдоожиженным слоем путем внутренней циркуляции.The gaseous methanol feed was fed into the fluidized bed reactor before contacting the MTD-1 catalyst and reacted at a temperature of 280 ° C. under a pressure of 0.1 MPa (gauge) with a weight ratio of catalyst to feed methanol feed (catalyst / alcohol ratio) 2.5 with an hourly average feed rate (WHSV) of 3.0 hour -1 . The reaction stream was separated into a coal bed catalyst and a product stream. The target DME product was separated from the product stream. Product distribution is shown in FIG. 3. Unreacted methanol was fed back to the fluidized bed reactor. The coal bed catalyst was divided into two parts, 50% by weight of which was fed to a regenerator for regeneration by burning coke, and the remaining 50% by weight was fed back to the fluidized bed reactor by internal circulation.

50% по весу катализатора с угольным слоем подвергалось регенерации. Затем регенерированный катализатор был охлажден до 180°С и передан обратно в псевдоожженный слой для повторного использования.50% by weight of the coal-bed catalyst was regenerated. The regenerated catalyst was then cooled to 180 ° C. and transferred back to the fluidized bed for reuse.

Пример 2Example 2

Катализатор, используемый в этом примере, имеет обозначение MTD-2 (содержащий 35% по весу цеолита USY и опорный баланс, все основано на общем весе катализатора).The catalyst used in this example is designated MTD-2 (containing 35% by weight of USY zeolite and reference balance, all based on the total weight of the catalyst).

Жидкое исходное метаноловое сырье подавалось в реактор с псевдоожиженным слоем, чтобы войти в контакт с катализатором MTD-2 и реагировать при температуре 380°С под давлением 0,1 МПа (манометрическое) при весовом отношении катализатора к исходному метаноловому сырью (отношение катализатор/спирт) 40 со среднечасовой скоростью подачи сырья (WHSV) 50 час-1. Реакционный поток был разделен, чтобы получить катализатор с угольным слоем и поток продукта. Поток продукта был дополнительно разделен, чтобы получить целевой продукт ДМЭ. Распределение продукта показано на фигуре 3. Излишний метанол подавался обратно в реактор с псевдоожиженным слоем. Весь катализатор с угольным слоем подавали в регенератор для регенерации сжиганием кокса.The liquid methanol feed was fed into the fluidized bed reactor to come into contact with the MTD-2 catalyst and react at 380 ° C. under a pressure of 0.1 MPa (gauge) with a weight ratio of catalyst to methanol feed (catalyst / alcohol ratio) 40 with an hourly average feed rate (WHSV) of 50 h -1 . The reaction stream was separated to obtain a coal-bed catalyst and product stream. The product stream was further divided to obtain the desired DME product. Product distribution is shown in Figure 3. Excess methanol was fed back to the fluidized bed reactor. The entire coal bed catalyst was fed to a regenerator for regeneration by burning coke.

Весь катализатор с угольным слоем был регенерирован. Затем регенерированный катализатор был охлажден до 410°С и передан обратно в псевдоожиженный слой для повторного использования.The entire coal bed catalyst was regenerated. The regenerated catalyst was then cooled to 410 ° C and transferred back to the fluidized bed for reuse.

Пример 3Example 3

Катализатор, используемый в этом примере, имеет обозначение MTD-3 (содержащий 30% по весу цеолита USY, 5% по весу бета-цеолита и опорный баланс, все основано на общем весе катализатора).The catalyst used in this example is MTD-3 (containing 30% by weight of USY zeolite, 5% by weight of zeolite beta and reference balance, all based on the total weight of the catalyst).

Жидкое исходное метаноловое сырье подавалось в реактор с псевдоожиженным слоем, чтобы войти в контакт с катализатором MTD-3 и реагировать при температуре 150°С под давлением 0,1 МПа (манометрическое) при весовом отношении катализатора к исходному метаноловому сырью (отношение катализатор/спирт) со среднечасовой скоростью подачи сырья (WHSV) 0,1 час-1. Реакционный поток был разделен, чтобы получить катализатор с угольным слоем и поток продукта. Поток продукта был дополнительно разделен, чтобы получить целевой продукт ДМЭ. Распределение продукта показано на фигуре 3. Излишний метанол подавался обратно в реактор с псевдоожиженным слоем. Катализатор с угольным слоем был разделен на две части, 25% по весу которых подавали в регенератор для регенерации сжиганием кокса и остальные 75% по весу подавали обратно в реактор с псевдоожиженным слоем путем внутренней циркуляции.The liquid methanol feedstock was fed to the fluidized bed reactor to come into contact with the MTD-3 catalyst and react at a temperature of 150 ° C. under a pressure of 0.1 MPa (gauge) with a weight ratio of catalyst to methanol feedstock (catalyst / alcohol ratio) with an hourly average feed rate (WHSV) of 0.1 hour -1 . The reaction stream was separated to obtain a coal-bed catalyst and product stream. The product stream was further divided to obtain the desired DME product. Product distribution is shown in Figure 3. Excess methanol was fed back to the fluidized bed reactor. The carbon-bed catalyst was divided into two parts, 25% by weight of which was fed to a regenerator for regeneration by burning coke, and the remaining 75% by weight was fed back to the fluidized-bed reactor by internal circulation.

25% по весу катализатора с угольным слоем было регенерировано. Затем регенерированный катализатор был охлажден до 280°С и передан обратно в псевдоожженный слой для повторного использования.25% by weight of the coal-bed catalyst was regenerated. The regenerated catalyst was then cooled to 280 ° C. and transferred back to the fluidized bed for reuse.

Пример 4Example 4

Катализатор, используемый в этом примере, имеет обозначение MTD-4 (содержащий 30% по весу цеолита USY, 5% по весу цеолита SAPO и опорный баланс, все основано на общем весе катализатора).The catalyst used in this example is MTD-4 (containing 30% by weight of USY zeolite, 5% by weight of SAPO zeolite and reference balance, all based on the total weight of the catalyst).

Жидкое исходное метаноловое сырье подавалось в реактор с псевдоожиженным слоем, чтобы войти в контакт с катализатором MTD-4 и реагировать при температуре 250°С под давлением 0,1 МПа (манометрическое) при весовом отношении катализатора к исходному метаноловому сырью (отношение катализатор/спирт) 20 со среднечасовой скоростью подачи сырья (WHSV) 10 час-1. Реакционный поток был разделен, чтобы получить катализатор с угольным слоем и поток продукта. Поток продукта был дополнительно разделен, чтобы получить целевой продукт ДМЭ. Распределение продукта показано на фигуре 3. Излишний метанол подавался обратно в реактор с псевдоожиженным слоем. Катализатор с угольным слоем был разделен на две части, 50% по весу которого подавалось в регенератор для регенерации сжиганием кокса, и остальные 50% по весу подавались обратно в реактор с псевдоожиженным слоем путем внутренней циркуляции.The liquid methanol feedstock was fed to a fluidized bed reactor to come into contact with the MTD-4 catalyst and react at a temperature of 250 ° C. under a pressure of 0.1 MPa (gauge) with a weight ratio of catalyst to methanol feedstock (catalyst / alcohol ratio) 20 with an hourly average feed rate (WHSV) of 10 hours -1 . The reaction stream was separated to obtain a coal-bed catalyst and product stream. The product stream was further divided to obtain the desired DME product. Product distribution is shown in Figure 3. Excess methanol was fed back to the fluidized bed reactor. The coal bed catalyst was divided into two parts, 50% by weight of which was fed to a regenerator for regeneration by burning coke, and the remaining 50% by weight was fed back to the fluidized bed reactor by internal circulation.

50% по весу катализатора с угольным слоем было регенерировано. Затем регенерированный катализатор был охлажден до 340°С и передан обратно в псевдоожиженный слой для повторного использования.50% by weight of the coal-bed catalyst was regenerated. The regenerated catalyst was then cooled to 340 ° C. and transferred back to the fluidized bed for reuse.

Таблица 3Table 3 ПримерыExamples 1one 22 33 4four Активные компоненты в катализатореActive components in the catalyst Y + ZSM-5Y + ZSM-5 YY Y + БетаY + Beta Y + SAPOY + SAPO Каталитическое преобразование метанолаCatalytic Conversion of Methanol Условия реакцииReaction Conditions Температура, °СTemperature ° C 280280 380380 150150 250250 Давление (манометрическое), МПаPressure (gauge), MPa 0,10.1 0,10.1 0,10.1 0,10.1 Отношение катализатор/спиртCatalyst / Alcohol Ratio 2,52.5 4040 66 20twenty WHSV, час-1 WHSV, hour -1 3,03.0 50fifty 0,10.1 1010 Распределение продукта, % по весуProduct Distribution,% by Weight ДМЭDME 57,2457.24 56,5656.56 59,9859.98 56,4556.45 Легкие углеводородыLight hydrocarbons 0,580.58 0,570.57 0,610.61 0,570.57 ВодаWater 24,3124.31 23,6523.65 24,9624.96 23,5923.59 КоксCoke 0,850.85 0,560.56 0,510.51 0,550.55 Непрореагировавший метанолUnreacted Methanol 17,0217.02 18,6618.66 13,9413.94 18,8418.84 Преобразование метанола, %Methanol Conversion,% 82,9882.98 81,3481.34 86,0686.06 81,1681.16 Селективность ДМЭ, %DME selectivity,% >98> 98 >98> 98 >98> 98 >98> 98

Пример 5Example 5

На фигуре 2 показана схема технологического процесса производства ДМЭ.The figure 2 shows a diagram of the technological process for the production of DME.

Объем производства ДМЭ составлял 50000 тонн/год. Давление в реакторе с псевдоожиженным слоем составляло 1,0 МПа (манометрическое). Исходное метаноловое сырье представляло собой промышленный метанол с чистотой 99%.DME production was 50,000 tons / year. The pressure in the fluidized bed reactor was 1.0 MPa (gauge). The methanol feed was an industrial methanol with a purity of 99%.

Исходное метаноловое сырье в 13 подавалось со скоростью подачи 10663 кг/час в испаритель метанола 6, где свежий метанол составлял 8783 кг/час и оборотный метанол составлял 1880 кг/час. Испаритель метанола 6 работал при температуре 154°С под давлением 1,5 МПа (манометрическое) с источником тепла мощностью 2000 КВт, давлением пара 1,15 МПа (манометрическое). Влажные пары метанола были собраны в верхней части испарителя, вводились в теплообменник 5 для нагрева до 209°С, и затем подавались в реактор с псевдоожиженным слоем.The methanol feedstock at 13 was fed with a feed rate of 10663 kg / hr to methanol evaporator 6, where fresh methanol was 8783 kg / hr and reverse methanol was 1880 kg / hr. The methanol evaporator 6 was operated at a temperature of 154 ° С under a pressure of 1.5 MPa (gauge) with a heat source with a capacity of 2000 kW and a vapor pressure of 1.15 MPa (gauge). Wet methanol vapors were collected at the top of the evaporator, introduced into heat exchanger 5 to heat to 209 ° C, and then fed to a fluidized bed reactor.

Насыщенная метанолом жидкость со дна испарителя метанола 6 подавалась во внутренний трубчатый теплообменник или во внешний теплообменник с расходом 30000 кг/час, чтобы получить пары метанола под давлением 1,5 МПа с выходом 3020 кг/час со скрытой теплотой испарения метанола. Пары метанола и насыщенная метанолом жидкость возвращали в испаритель метанола, и удаляли теплоту реакции дегидратации метанола мощностью приблизительно 800 КВт от реактора. Температура реакции могла управляться в диапазоне 260-280°С.The liquid saturated with methanol from the bottom of the methanol evaporator 6 was fed into an internal tubular heat exchanger or into an external heat exchanger with a flow rate of 30,000 kg / h in order to obtain methanol vapors under a pressure of 1.5 MPa with a yield of 3020 kg / h with a latent heat of evaporation of methanol. Methanol vapors and methanol-saturated liquid were returned to the methanol evaporator, and the heat of the methanol dehydration reaction was removed with a capacity of approximately 800 kW from the reactor. The reaction temperature could be controlled in the range 260-280 ° C.

Продукты реакции дегидратации метанола выходили из выпускного отверстия 2 реактора с псевдоожиженным слоем: 6308 кг/час паров ДМЭ, 1880 кг/час паров метанола, 2469 кг/час водяного пара и 6 кг/час неконденсируемого газа. Продукт реакции, имеющий температуру 280°С, поступал в теплообменник 5 для теплообмена с парами метанола, чтобы достичь температуры 230°С, затем поступал в подогреватель метанола 11 и сырого ДМЭ 12 для дополнительной конденсации при температуре приблизительно 40°С и затем поступал в сепаратор газ-жидкость 7 для отделения газа от жидкости под рабочим давлением 1,0 МПа (манометрическое), чтобы получить жидкую фазу и газовую фазу. Жидкая фаза представляла собой жидкий ДМЭ с чистотой около 55%. Газовая фаза включала неконденсируемый газ типа H2, CO, CH4 и СО2, насыщенный ДМЭ и пары метанола. 24 кг/час материала газовой фазы подавались в абсорбционную колонну 8, и ДМЭ в газовой фазе поглощался смесью воды и метанола со дна колонны ректификации ДМЭ с расходом 200 кг/час. Поглощенную жидкость подавали обратно к сепаратор газ-жидкость 7. Примерно 4 кг/час отходящих газов после сброса давления сжигалось в башне факела.The products of the methanol dehydration reaction exited the outlet 2 of the fluidized bed reactor: 6308 kg / h of DME vapor, 1880 kg / h of methanol vapor, 2469 kg / h of water vapor and 6 kg / h of non-condensable gas. The reaction product, having a temperature of 280 ° C, entered the heat exchanger 5 for heat exchange with methanol vapor to reach a temperature of 230 ° C, then it entered the methanol heater 11 and crude DME 12 for additional condensation at a temperature of approximately 40 ° C and then entered the separator gas-liquid 7 for separating gas from a liquid under a working pressure of 1.0 MPa (gauge) to obtain a liquid phase and a gas phase. The liquid phase was liquid DME with a purity of about 55%. The gas phase included non-condensable gas such as H 2 , CO, CH 4 and CO 2 , saturated DME and methanol vapors. 24 kg / h of the gas phase material was fed into the absorption column 8, and DME in the gas phase was absorbed by a mixture of water and methanol from the bottom of the DME distillation column with a flow rate of 200 kg / h. The absorbed liquid was fed back to the gas-liquid separator 7. About 4 kg / h of exhaust gas after pressure relief was burned in a flare tower.

Сырье жидкой фазы ДМЭ из сепаратора газ-жидкость 7 подавалось насосом в колонну ректификации ДМЭ 9 для ректификации. Отношение количества верхнего орошения к количеству произведенного продукта в точке 18 составляло 1.1, и продукт ДМЭ, полученный в точке 18, был получен с выходом 6310 кг/час с содержанием ДМЭ≥99,9%. Неконденсируемый газ, ДМЭ и пары метанола из верхней части колонны ДМЭ возвращались с расходом 32 кг/час в абсорбционную колонну 8 для выполнения абсорбции. Ребойлер в основании колонны ректификации ДМЭ 9 потреблял 1500 КВт энергии для выработки водяного пара с давлением 1,1 МПа (манометрическое).The raw material of the DME liquid phase from the gas-liquid separator 7 was pumped to the DME 9 rectification column for rectification. The ratio of the amount of overhead irrigation to the amount of product produced at point 18 was 1.1, and the DME product obtained at point 18 was obtained with a yield of 6310 kg / h with a DME content of ≥99.9%. Non-condensable gas, DME and methanol vapors from the top of the DME column were returned at a rate of 32 kg / h to the absorption column 8 to perform absorption. The reboiler at the base of the DME 9 rectification column consumed 1,500 kW of energy to generate water vapor with a pressure of 1.1 MPa (gauge).

Жидкость на дне колонны ректификации ДМЭ 9 была водным раствором метанола с содержанием метанола приблизительно 40%, 200 кг/час которого использовалось как абсорбирующая жидкость в абсорбционной колонне 8, и остальные 4349 кг/час подавались в колонну регенерации метанола 10. 1880 кг/час метанолового материала 19 (содержащего 2 кг/час воды) извлекалось из верхней части колонны для повторного использования. 2467 кг/час технологической воды, выходящей из колонны регенерации метанола, после охлаждения в водяном охладителе подавалось в систему обработки сточных вод.The liquid at the bottom of the DME 9 distillation column was an aqueous methanol solution with a methanol content of approximately 40%, 200 kg / h of which was used as the absorbing liquid in the absorption column 8, and the remaining 4349 kg / h were fed to the methanol recovery column 10. 1880 kg / h of methanol material 19 (containing 2 kg / h of water) was removed from the top of the column for reuse. 2467 kg / h of process water leaving the methanol recovery column, after cooling in a water cooler, was supplied to the wastewater treatment system.

Колонна ректификации ДМЭ была тарельчатой колонной. Она работала под давлением 1,1 МПа при температуре верхней части колонны 50°С и температуре нижней части колонны 158°С. Теоретическое число тарелок в колонне 25. Впускное отверстие было расположено у 14-й тарелки, считая от верхней части колонны. Выпускное отверстие ДМЭ было расположено у 1-й тарелки, считая от верхней части колонны. Колонна ректификации ДМЭ имела конденсатор в верхней части колонны. Кратность орошения верха колонны по массе составляла 1,1:1.The DME rectification column was a plate column. She worked under a pressure of 1.1 MPa at a temperature of the upper part of the column of 50 ° C and a temperature of the lower part of the column of 158 ° C. The theoretical number of plates in the column is 25. The inlet was located at the 14th plate, counting from the top of the column. The outlet of DME was located at the 1st plate, counting from the top of the column. The DME rectification column had a condenser in the upper part of the column. The multiplicity of irrigation of the top of the column by weight was 1.1: 1.

Колонна регенерации метанола была тарельчатой колонной. Она работала под давлением 0,2 МПа при температуре верхней части колонны 75°С и температуре нижней части колонны 114°С. Теоретическое число тарелок в колонне регенерации метанола 25. Впускное отверстие было расположено у 14-й тарелки, считая от верхней части колонны. Выпускное отверстие для паров метанола было расположено у 1-й тарелки, считая от верхней части колонны. Колонна регенерации метанола имела конденсатор в верхней части колонны. Кратность орошения верха колонны по массе составляла 2:1.The methanol recovery column was a plate column. She worked under a pressure of 0.2 MPa at a temperature of the upper part of the column of 75 ° C and a temperature of the lower part of the column of 114 ° C. The theoretical number of plates in the methanol recovery column is 25. The inlet was located at the 14th plate, counting from the top of the column. An outlet for methanol vapor was located at the 1st plate, counting from the top of the column. The methanol recovery column had a condenser at the top of the column. The multiplicity of irrigation of the top of the column by weight was 2: 1.

Абсорбционная колонна была насадочной колонной. Она работала под давлением 1,0 МПа при температуре 40°С. Теоретическое число тарелок в колонне 6. Впускное отверстие было расположено в середине нижней части колонны.The absorption column was a packed column. She worked under a pressure of 1.0 MPa at a temperature of 40 ° C. The theoretical number of plates in the column is 6. The inlet was located in the middle of the bottom of the column.

Пример 6Example 6

На фигуре 2В представлена схема технологического процесса производства ДМЭ. Объем производства ДМЭ составлял 100000 тонн/год. Давление в реакторе с псевдоожиженным слоем составляло 0,8 МПа (манометрическое). Исходное метаноловое сырье представляло собой промышленный метанол с чистотой 90%.Figure 2B presents a diagram of the technological process for the production of DME. DME production volume was 100,000 tons / year. The pressure in the fluidized bed reactor was 0.8 MPa (gauge). The methanol feed was industrial methanol with a purity of 90%.

Расход сходного метанолового сырья составлял 23260 кг/час, где расход свежего метанола составлял 17567 кг/час, расход воды составлял 1933 кг/час и расход оборотного метанола составлял 3760 кг/час. Испаритель метанола 6 имел тепловую нагрузку 5705 КВт и работал при температуре 158°С под давлением 1,5 МПа (манометрическое). Пары метанола подавали в теплообменник 5 для нагрева до 200°С и затем в реактор с псевдоожиженным слоем.The similar methanol feed was 23260 kg / h, where fresh methanol was 17567 kg / h, the water was 1933 kg / h and the recycled methanol was 3760 kg / h. The methanol evaporator 6 had a thermal load of 5705 kW and worked at a temperature of 158 ° C under a pressure of 1.5 MPa (gauge). Methanol vapors were fed to heat exchanger 5 for heating to 200 ° C. and then to a fluidized bed reactor.

Насыщенная метанолом жидкость со дна испарителя метанола 6 подавалась во внутренний трубчатый теплообменник или во внешний теплообменник с выходом 50000 кг/час, чтобы получить пары метанола под давлением 1,5 МПа с выходом 4500 кг/час со скрытой теплотой испарения метанола. Пары метанола и насыщенная метанолом жидкость возвращались в испаритель метанола, и удаляли из реактора теплоту реакции дегидратации метанола мощностью приблизительно 1200 КВт. Температура реакции могла регулироваться в диапазоне 250-280°С.The liquid saturated with methanol from the bottom of the methanol evaporator 6 was supplied to an internal tubular heat exchanger or to an external heat exchanger with an output of 50,000 kg / h to obtain methanol vapors under a pressure of 1.5 MPa with a yield of 4,500 kg / h with a latent heat of evaporation of methanol. Methanol vapors and methanol-saturated liquid were returned to the methanol evaporator, and the heat of the methanol dehydration reaction with a capacity of approximately 1200 kW was removed from the reactor. The reaction temperature could be controlled in the range of 250-280 ° C.

Продукт реакции дегидратации метанола выходил из выпускного отверстия реактора 2 с псевдоожиженным слоем: 12618 кг/час паров ДМЭ, 3760 кг/час паров метанола, 6871 кг/час водяного пара и 11 кг/час неконденсируемого газа. Продукт реакции, имеющий температуру 280°С, поступающий в теплообменник 5, вступает в теплообмен с парами метанола, чтобы достичь температуры 240°С, затем входит в подогреватель метанола 11 и подогреватель сырого ДМЭ 12 для дополнительной конденсации до температуры приблизительно 40°С и затем входит в сепаратор газ-жидкость 7 для отделения газа от жидкости при рабочем давлении 1,0 МПа (манометрическое), чтобы получить жидкую фазу и газовую фазу. Газовая фаза содержала неконденсируемый газ типа Н2, СО, CH4 и CO2, насыщенный ДМЭ и пары метанола. 24 кг/час материала газовой фазы вводилось в абсорбционную колонну 8, и ДМЭ в газовой фазе поглощался в 200 кг/час смеси метанола с воды со дна колонны ректификации ДМЭ. Абсорбированная жидкость подавалась обратно в сепаратор газ-жидкость 7. Примерно 4 кг/час отходящих газов после абсорбции сжигалось в башне факела.The product of the methanol dehydration reaction exited the outlet of the fluidized bed reactor 2: 12,618 kg / hr of DME vapor, 3,760 kg / hr of methanol vapor, 6,871 kg / hr water vapor and 11 kg / hr non-condensable gas. The reaction product having a temperature of 280 ° C. entering the heat exchanger 5 enters heat exchange with methanol vapor to reach a temperature of 240 ° C., then enters the methanol heater 11 and the crude DME heater 12 for additional condensation to a temperature of about 40 ° C. and then enters the gas-liquid separator 7 to separate the gas from the liquid at a working pressure of 1.0 MPa (gauge) to obtain a liquid phase and a gas phase. The gas phase contained non-condensable gas such as H 2 , CO, CH 4 and CO 2 , saturated DME and methanol vapors. 24 kg / hr of gas phase material was introduced into the absorption column 8, and DME in the gas phase was absorbed in a 200 kg / hr mixture of methanol from water from the bottom of the DME distillation column. The absorbed liquid was fed back to the gas-liquid separator 7. About 4 kg / h of exhaust gas after absorption was burned in a flare tower.

Жидкая фаза сырого ДМЭ из сепаратора 7 перекачивалась в колонну ректификации ДМЭ 9 для ректификации. Отношение количества верхнего орошения к произведенному количеству в точке 18 было 1:1, и продукт ДМЭ, полученный в точке 18, составлял 12630 кг/час с содержанием ДМЭ≥99,9%. Неконденсируемый газ, ДМЭ и пары метанола из верхней части колонны ДМЭ возвращались в количестве 85 кг/час в абсорбционную колонну 8 для проведения абсорбции. В подогревателе у основания колонны ректификации ДМЭ 9 использовался водяной пар под давлением 1,1 МПа, поступающий из бойлера мощностью 1500 КВт.The liquid phase of crude DME from separator 7 was pumped to a DME 9 distillation column for rectification. The ratio of the amount of overhead irrigation to the amount produced at point 18 was 1: 1, and the DME product obtained at point 18 was 12,630 kg / hr with a DME content of ≥99.9%. Non-condensable gas, DME and methanol vapors from the top of the DME column were returned in an amount of 85 kg / h to the absorption column 8 for absorption. In the heater at the base of the DME 9 distillation column, water vapor was used under a pressure of 1.1 MPa, coming from a boiler with a capacity of 1500 kW.

Жидкость на дне колонны ректификации ДМЭ 9 представляла собой водный раствор метанола с содержанием метанола приблизительно 40%, 200 кг/час которого использовалось как абсорбирующая жидкость в абсорбционной колонне 8, и остальные 10624 кг/час подавались в колонну регенерации метанола 10. 3765 кг/час метанолового материала 19 (содержащего 5 кг/час воды) извлекалось из верхней части колонны для повторного использования. 6859 кг/час технологической воды, выходящей из колонны регенерации метанола, после охлаждения в водяном охладителе подавались в систему обработки сточных вод.The liquid at the bottom of the DME 9 distillation column was an aqueous methanol solution with a methanol content of approximately 40%, 200 kg / h of which was used as the absorbing liquid in the absorption column 8, and the remaining 10,624 kg / h was fed to the methanol regeneration column 10. 3765 kg / h 19 methanol material (containing 5 kg / hr of water) was recovered from the top of the column for reuse. 6859 kg / h of process water leaving the methanol recovery column, after cooling in a water cooler, was supplied to the wastewater treatment system.

Колонна ректификации ДМЭ была тарельчатой колонной. Она работала под давлением 1,1 МПа при температуре верхней части колонны 50°С и температуре нижней части колонны 160°С. Теоретическое число тарелок в колонне 30. Впускное отверстие было в 11-й тарелки, считая от верхней части колонны. Выпускное отверстие ДМЭ было расположено у 1-й тарелки, считая от верхней части колонны. Колонна ректификации ДМЭ имела конденсатор в верхней части колонны. Кратность орошения верха колонны по массе составляла 3:1.The DME rectification column was a plate column. She worked under a pressure of 1.1 MPa at a temperature of the upper part of the column of 50 ° C and a temperature of the lower part of the column of 160 ° C. The theoretical number of plates in the column is 30. The inlet was in the 11th plate, counting from the top of the column. The outlet of DME was located at the 1st plate, counting from the top of the column. The DME rectification column had a condenser in the upper part of the column. The multiplicity of irrigation of the top of the column by weight was 3: 1.

Колонна регенерации метанола была тарельчатой колонной. Она работала под давлением 0,2 МПа при температуре верхней части колонны 75°С и температуре нижней части колонны 114°С. Теоретическое число тарелок в колонне регенерации метанола 30. Впускное отверстие было расположено у 11-й тарелки, считая от верхней части колонны. Выпускное отверстие для паров метанола было расположено у 1-й тарелки, считая от верхней части колонны. Колонна регенерации метанола имела конденсатор в верхней части колонны. Кратность орошения верха колонны по массе составляла 3:1.The methanol recovery column was a plate column. She worked under a pressure of 0.2 MPa at a temperature of the upper part of the column of 75 ° C and a temperature of the lower part of the column of 114 ° C. The theoretical number of plates in the methanol recovery column is 30. The inlet was located at the 11th plate, counting from the top of the column. An outlet for methanol vapor was located at the 1st plate, counting from the top of the column. The methanol recovery column had a condenser at the top of the column. The multiplicity of irrigation of the top of the column by weight was 3: 1.

Абсорбционная колонна была насадочной колонной. Она работала под давлением 1,0 МПа при температуре 40°С. Теоретическое число тарелок в колонне 6. Впускное отверстие было расположено в середине нижней части колонны.The absorption column was a packed column. She worked under a pressure of 1.0 MPa at a temperature of 40 ° C. The theoretical number of plates in the column is 6. The inlet was located in the middle of the bottom of the column.

Пример 7Example 7

На фигуре 2 показана схема технологического процесса производства ДМЭ.The figure 2 shows a diagram of the technological process for the production of DME.

Объем производства ДМЭ составлял 1000000 тонн/год. Давление в реакторе с псевдоожиженным слоем составляло 0,8 МПа (манометрическое). Исходное метаноловое сырье представляло собой промышленный метанол с чистотой 90%.DME production was 1,000,000 tons / year. The pressure in the fluidized bed reactor was 0.8 MPa (gauge). The methanol feed was industrial methanol with a purity of 90%.

Исходное метаноловое сырье 13 отверстие находилось у 232600 кг/час, где свежий метанол составлял 175670 кг/час, вода составляла 19330 кг/час и оборотный метанол составлял 37600 кг/час. Испаритель метанола 6 имел тепловую нагрузку 47740 КВт и работал при температуре 158°С под давлением 1,5 МПа (манометрическое). Влажные пары метанола подавались в теплообменник 5 для нагрева до 200°С и затем в реактор с псевдоожиженным слоем.The methanol feedstock 13 hole was located at 232600 kg / hr, where fresh methanol was 175670 kg / hr, water was 19330 kg / hr and recycled methanol was 37600 kg / hr. The methanol evaporator 6 had a heat load of 47,740 kW and worked at a temperature of 158 ° C under a pressure of 1.5 MPa (gauge). Wet methanol vapors were fed to heat exchanger 5 for heating to 200 ° C and then to a fluidized bed reactor.

Насыщенная метанолом жидкость со дна испарителя метанола 6 подавалась во внутренний трубчатый теплообменник или во внешний теплообменник с выходом 500000 кг/час, чтобы получить пары метанола под давлением 1,5 МПа с выходом 45000 кг/час со скрытой теплотой испарения метанола. Пары метанола и насыщенная метанолом жидкость возвращались в испаритель метанола, и теплота реакции дегидратации метанола мощностью приблизительно 15000 КВт удалялась из реактора. Температура реакции могла регулироваться в диапазоне 250-280°С.The liquid saturated with methanol from the bottom of the methanol evaporator 6 was supplied to an internal tubular heat exchanger or to an external heat exchanger with an output of 500,000 kg / h in order to obtain methanol vapors under a pressure of 1.5 MPa with a yield of 45,000 kg / h with a latent heat of evaporation of methanol. Methanol vapors and methanol-saturated liquid were returned to the methanol evaporator, and the heat of the methanol dehydration reaction with a capacity of approximately 15,000 kW was removed from the reactor. The reaction temperature could be controlled in the range of 250-280 ° C.

Продукт реакции дегидратации метанола выходил из выпускного отверстия реактора 2 с псевдоожиженным слоем: 126176 кг/час паров ДМЭ, 37600 кг/час паров метанола, 68714 кг/час водяного пара и 110 кг/час неконденсируемого газа. Продукт реакции, имеющий температуру 280°С, вводился в теплообменник 5 и в подогреватель метанола 11 для теплообмена с парами метанола и с исходным метаноловым сырьем, чтобы достичь температуры 240°С и 148°С соответственно, с дополнительной конденсацией до температуры приблизительно 40°С, и затем продукт вводился в сепаратор газ-жидкость 7 для отделения газа от жидкости при рабочем давлении 1,1 МПа (манометрическое), чтобы получить жидкую фазу и газовую фазу. Газовая фаза содержала неконденсируемый газ типа Н2, СО, СН4 и CO2 и насыщенный ДМЭ и пары метанола. 136 кг/час материала газовой фазы вводились в абсорбционную колонну 8, и ДМЭ в газовой фазе поглощался со смесью 1500 кг/час метанола и воды со дна колонны ректификации ДМЭ. Абсорбированная жидкость подавалась обратно в сепаратор газ-жидкость 7. Примерно 59 кг/час отходящего газа после абсорбции и сброса давления сжигалось в факеле.The product of the methanol dehydration reaction exited the outlet of the fluidized bed reactor 2: 126176 kg / h of DME vapor, 37600 kg / h of methanol vapor, 68714 kg / h of water vapor and 110 kg / h of non-condensable gas. The reaction product, having a temperature of 280 ° C, was introduced into the heat exchanger 5 and into the methanol heater 11 for heat exchange with methanol vapors and with the methanol feedstock to reach a temperature of 240 ° C and 148 ° C, respectively, with additional condensation to a temperature of approximately 40 ° C and then the product was introduced into the gas-liquid separator 7 to separate the gas from the liquid at a working pressure of 1.1 MPa (gauge) to obtain a liquid phase and a gas phase. The gas phase contained non-condensable gas such as H 2 , CO, CH 4 and CO 2 and saturated DME and methanol vapors. 136 kg / h of gas phase material was introduced into the absorption column 8, and DME in the gas phase was absorbed with a mixture of 1500 kg / h of methanol and water from the bottom of the DME rectification column. The absorbed liquid was fed back to the gas-liquid separator 7. About 59 kg / h of exhaust gas after absorption and depressurization was flared.

Жидкая фаза сырого ДМЭ из сепаратора газ-жидкость 7 перекачивалась в колонну ректификации ДМЭ 9 для ректификации. Отношение количества верхнего орошения к количеству произведенного продукта составляло 18 было 2,5, и продукт ДМЭ, полученный в 18, составлял 126255 кг/час с содержанием ДМЭ≥99,9%. Неконденсируемый газ, ДМЭ и пары метанола из верхней части колонны ДМЭ возвращались с расходом 845 кг/час в абсорбционную колонну 8 для проведения абсорбции. Ребойлер в основании колонны ректификации ДМЭ 9 потреблял 35820 КВт энергии для выработки водяного пара с давлением 1,1 МПа (манометрическое).The liquid phase of crude DME from the gas-liquid separator 7 was pumped to the DME 9 distillation column for rectification. The ratio of the amount of overhead irrigation to the amount of product produced was 18 was 2.5, and the DME product obtained at 18 was 126255 kg / h with a DME content of ≥99.9%. Non-condensable gas, DME and methanol vapors from the top of the DME column were returned at a rate of 845 kg / h to the absorption column 8 for absorption. The reboiler at the base of the DME 9 rectification column consumed 35,820 kW of energy to generate water vapor with a pressure of 1.1 MPa (gauge).

Жидкость на дне колонны ректификации ДМЭ 9 была водным раствором метанола с содержанием метанола приблизительно 35%, 1500 кг/час которого использовалось как абсорбирующая жидкость в абсорбционной колонне 8, а остальные 106286 кг/час подавались в колонну регенерации метанола 10. 37620 кг/час метанолового материала 19 (с содержанием 20 кг/час воды) извлекалось из верхней части колонны для повторного использования. 68666 кг/час технологической воды, выходящей из колонны регенерации метанола, после охлаждения в водяном охладителе подавались в систему обработки сточных вод.The liquid at the bottom of the DME 9 distillation column was an aqueous methanol solution with a methanol content of approximately 35%, 1,500 kg / h of which was used as the absorbing liquid in the absorption column 8, and the remaining 10,6286 kg / h was fed to the methanol recovery column 10. 37620 kg / h of methanol material 19 (with a content of 20 kg / h of water) was removed from the top of the column for reuse. 68666 kg / h of process water leaving the methanol recovery column, after cooling in a water cooler, were supplied to the wastewater treatment system.

Колонна ректификации ДМЭ была тарельчатой колонной. Она работала под давлением 1,1 МПа при температуре верхней части колонны 50°С и температуре нижней части колонны 158°С. Теоретическое число тарелок в колонне 35. Впускное отверстие находилось у 10-й тарелки, считая от верхней части колонны. Выпускное отверстие ДМЭ находилось у 1-й тарелки, считая от верхней части колонны. Колонна ректификации ДМЭ имела конденсатор в верхней части колонны. Кратность орошения верха колонны по массе составляла 2,5:1.The DME rectification column was a plate column. She worked under a pressure of 1.1 MPa at a temperature of the upper part of the column of 50 ° C and a temperature of the lower part of the column of 158 ° C. The theoretical number of plates in the column is 35. The inlet was at the 10th plate, counting from the top of the column. The DME outlet was located at the 1st plate, counting from the top of the column. The DME rectification column had a condenser in the upper part of the column. The multiplicity of irrigation of the top of the column by weight was 2.5: 1.

Колонна регенерации метанола была тарельчатой колонной. Она работала под давлением 0,2 МПа при температуре верхней части колонны 75°С и температуре нижней части колонны 114°С. Теоретическое число тарелок в колонне регенерации метанола 35. Впускное отверстие находилось у 10-й тарелки, считая от верхней части колонны. Выпускное отверстие для паров метанола находилось у 1-й тарелки, считая от верхней части колонны. Колонна регенерации метанола имела конденсатор в верхней части колонны. Кратность орошения верха колонны по массе составляла 1,8:1.The methanol recovery column was a plate column. She worked under a pressure of 0.2 MPa at a temperature of the upper part of the column of 75 ° C and a temperature of the lower part of the column of 114 ° C. The theoretical number of plates in the methanol recovery column is 35. The inlet was at the 10th plate, counting from the top of the column. The outlet for methanol vapor was located at the 1st plate, counting from the top of the column. The methanol recovery column had a condenser at the top of the column. The multiplicity of irrigation of the top of the column by weight was 1.8: 1.

Абсорбционная колонна была насадочной колонной. Она работала под давлением 1,0 МПа при температуре 40°С. Теоретическое число тарелок в колонне 6. Впускное отверстие было расположено в середине нижней части колонны.The absorption column was a packed column. She worked under a pressure of 1.0 MPa at a temperature of 40 ° C. The theoretical number of plates in the column is 6. The inlet was located in the middle of the bottom of the column.

Пример 8Example 8

На фигуре 3 представлена схема технологического процесса производства ДМЭ.The figure 3 presents a diagram of the technological process for the production of DME.

Объем производства ДМЭ составлял 1000000 тонн/год. Давление в реакторе с псевдоожиженным слоем составляло 1,2 МПа (манометрическое). Исходное метаноловое сырье представляло собой промышленный метанол с чистотой 90%.DME production was 1,000,000 tons / year. The pressure in the fluidized bed reactor was 1.2 MPa (gauge). The methanol feed was industrial methanol with a purity of 90%.

Условия работы были, в основном, теми же самыми, что и в примере 7. Продукт реакции дегидратации метанола выходил из выпускного отверстия реактора 2 с псевдоожиженным слоем: 126176 кг/час паров ДМЭ, 37600 кг/час паров метанола, 68714 кг/час водяного пара и 110 кг/час неконденсируемого газа. Продукт реакции, имеющий температуру 280°С, вводился в теплообменник 5 и подогреватель метанола 11 для теплообмена с парами метанола и с исходным метаноловым сырьем, чтобы достичь температуры 240°С и 148°С соответственно, и затем вводился непосредственно в колонну ректификации ДМЭ 9 в двухфазной форме «газ-жидкость» для ректификации. Отношение количества верхнего орошения к количеству произведенного продукта 18 составляло 3.6, и продукт ДМЭ, полученный в точке 18, составлял 126210 кг/час с содержанием ДМЭ≥99,9%. Неконденсируемый газ, ДМЭ и пары метанола из верхней части колонны ДМЭ возвращались с расходом 1839 кг/час в абсорбционную колонну 8 для проведения абсорбции. ДМЭ в газовой фазе абсорбировался в количестве 2500 кг/час в водным растворе метанола на дне колонны ректификации ДМЭ. Абсорбированную жидкость подавали обратно в колонну ректификации ДМЭ 9. Около 72 кг/час отходящего газа после абсорбции и сброса давления сжигалось в факеле. Ребойлер у основания перегонной колонны ректификации ДМЭ 9 потреблял 18810 КВт энергии для производства водяного пара с давлением 1,1 МПа (манометрическое).The operating conditions were basically the same as in Example 7. The methanol dehydration reaction product exited the outlet of the fluidized bed reactor 2: 126176 kg / h of DME vapor, 37600 kg / h of methanol vapor, 68714 kg / h of water steam and 110 kg / h of non-condensable gas. The reaction product, having a temperature of 280 ° C., was introduced into the heat exchanger 5 and methanol heater 11 for heat exchange with methanol vapors and with methanol feedstock to reach a temperature of 240 ° C. and 148 ° C., respectively, and then introduced directly into the DME rectification column 9 c biphasic gas-liquid form for rectification. The ratio of the amount of overhead irrigation to the amount of product 18 produced was 3.6, and the DME product obtained at point 18 was 126210 kg / h with a DME content of ≥99.9%. Non-condensable gas, DME and methanol vapors from the top of the DME column were returned at a flow rate of 1839 kg / h to the absorption column 8 for absorption. DME in the gas phase was absorbed in an amount of 2500 kg / h in an aqueous methanol solution at the bottom of the DME rectification column. The absorbed liquid was fed back to the DME 9 distillation column. About 72 kg / hr of off-gas after absorption and depressurization were flared. The reboiler at the base of the distillation distillation column DME 9 consumed 18,810 kW of energy to produce water vapor with a pressure of 1.1 MPa (gauge).

Жидкость на дне колонны ректификации ДМЭ 9 была водным раствором метанола с содержанием метанола приблизительно 35%, 2500 кг/час которого использовалось как абсорбирующая жидкость в абсорбционной колонне 8, а остальные 106303 кг/час подавали в колонну регенерации метанола 10. 37640 кг/час метанолового материала 19 (содержащего 50 кг/час воды) извлекалось из верхней части колонны для повторного использования. 68663 кг/час технологической воды, выходящей из колонны регенерации метанола, после охлаждения в водяном охладителе подавались в систему обработки сточных вод.The liquid at the bottom of the DME 9 distillation column was an aqueous methanol solution with a methanol content of approximately 35%, 2500 kg / h of which was used as an absorbing liquid in the absorption column 8, and the remaining 106303 kg / h was fed to a methanol recovery column 10. 37640 kg / h of methanol material 19 (containing 50 kg / h of water) was removed from the top of the column for reuse. 68663 kg / h of process water leaving the methanol recovery column, after cooling in a water cooler, was supplied to the wastewater treatment system.

Колонна ректификации ДМЭ была тарельчатой колонной. Она работала под давлением 1,1 МПа при температуре верхней части колонны 50°С и температуре нижней части колонны 160°С. Теоретическое число тарелок в колонне 35. Впускное отверстие находилось у 11-й тарелки, считая от верхней части колонны. Выпускное отверстие ДМЭ отверстие находилось у 1-й тарелки, считая от верхней части колонны. Колонна ректификации ДМЭ имела конденсатор в верхней части колонны. Кратность орошения верха колонны по массе составляла 3,6:1.The DME rectification column was a plate column. She worked under a pressure of 1.1 MPa at a temperature of the upper part of the column of 50 ° C and a temperature of the lower part of the column of 160 ° C. The theoretical number of plates in the column is 35. The inlet was at the 11th plate, counting from the top of the column. The outlet DME hole was located at the 1st plate, counting from the top of the column. The DME rectification column had a condenser in the upper part of the column. The multiplicity of irrigation of the top of the column by weight was 3.6: 1.

Колонна регенерации метанола была тарельчатой колонной. Она работала под давлением 0,2 МПа при температуре верхней части колонны 75°С и температуре нижней части колонны 114°С. Теоретическое число тарелок в колонне регенерации метанола 35. Впускное отверстие находилось у 11-й тарелки, считая от верхней части колонны. Выпускное отверстие для паров метанола находилось у 1-й тарелки, считая от верхней части колонны. Колонна регенерации метанола имела конденсатор в верхней части колонны. Кратность орошения верха колонны по массе составляла 1,8:1.The methanol recovery column was a plate column. She worked under a pressure of 0.2 MPa at a temperature of the upper part of the column of 75 ° C and a temperature of the lower part of the column of 114 ° C. The theoretical number of plates in the methanol recovery column is 35. The inlet was at the 11th plate, counting from the top of the column. The outlet for methanol vapor was located at the 1st plate, counting from the top of the column. The methanol recovery column had a condenser at the top of the column. The multiplicity of irrigation of the top of the column by weight was 1.8: 1.

Абсорбционная колонна была насадочной колонной. Она работала под давлением 1,0 МПа при температуре 40°С. Теоретическое число тарелок в колонне 6. Впускное отверстие было расположено в середине нижней части колонны.The absorption column was a packed column. She worked under a pressure of 1.0 MPa at a temperature of 40 ° C. The theoretical number of plates in the column is 6. The inlet was located in the middle of the bottom of the column.

Сравнительные Примеры 1-3Comparative Examples 1-3

Сравнительные Примеры 1-3 выполнялись так же, как примеры 5-7, за исключением того, что внутренний теплообменник или внешний теплообменник реактора отводил тепло испарением насыщенной воды. Результаты сравнительных примеров 1-3 состояли в том, что тепловая нагрузка на испарители метанола составляла 2800 кВт, 6905 кВт и 62740 кВт соответственно. При удалении тепла реакции с теплотой парообразования метанола затрата энергии в испарителе 6 исходного метанолового сырья по способу настоящего изобретения может быть снижена примерно на 20-30%. Кроме того, могут быть сокращены расходы на подогреватель насыщенного пара. Этот эффект оказался значительным.Comparative Examples 1-3 were performed in the same manner as Examples 5-7, except that the internal heat exchanger or external reactor heat exchanger removed heat by evaporation of saturated water. The results of comparative examples 1-3 consisted in the fact that the heat load on the methanol evaporators was 2800 kW, 6905 kW and 62740 kW, respectively. When the heat of reaction is removed with the heat of vaporization of methanol, the energy consumption in the evaporator 6 of the methanol feedstock according to the method of the present invention can be reduced by about 20-30%. In addition, the costs of a saturated steam heater can be reduced. This effect was significant.

Сравнительные Примеры 4-6Comparative Examples 4-6

Сравнительные Примеры 4-6 выполнялись так же, как примеры 5-7, за исключением того, что в абсорбционной колонне 8 исходное метаноловое сырье использовалось как абсорбирующая жидкость. Результаты сравнительных примеров 4-6 состояли в том, что необходимый расход исходного метанолового сырья составлял 850, 920 и 8500 кг/час соответственно, и отходящий неконденсируемый газ все еще содержал приблизительно 10-20% газообразного метанола. Кроме того, использование оборотной воды со дна колонны регенерации как абсорбирующую жидкость позволило уменьшить расход потоки метаноловые исходного сырья до 100, 120, 1120 кг/час. Использование водного раствора метанола из колонны ректификации ДМЭ или оборотной воды со дна колонны регенерации как абсорбирующую жидкость снижает расход абсорбирующей жидкости в 7-8 раз. Капитальные затраты на абсорбирующие устройства колонны снижаются. Отходящий неконденсируемый газ содержит только метанол и газы ДМЭ.Comparative Examples 4-6 were performed in the same manner as Examples 5-7, except that in the absorption column 8, the methanol feedstock was used as an absorbing liquid. The results of comparative examples 4-6 consisted in the fact that the required flow rate of the feed methanol feed was 850, 920 and 8500 kg / h, respectively, and the non-condensable off-gas still contained approximately 10-20% methanol gas. In addition, the use of recycled water from the bottom of the regeneration column as an absorbing liquid made it possible to reduce the consumption of methanol feed streams to 100, 120, 1120 kg / h. The use of an aqueous solution of methanol from a DME rectification column or recycled water from the bottom of the regeneration column as an absorbing liquid reduces the flow rate of the absorbing liquid by 7-8 times. The capital cost of column absorbers is reduced. Non-condensable off-gas contains only methanol and DME gases.

Claims (25)

1. Способ производства диметилового эфира (ДМЭ) из метанола, содержащий следующие стадии:
исходное метаноловое сырье подают в реактор с псевдоожиженным слоем, которое вступает в контакт с катализатором для проведения реакции дегидратации, чтобы получить дегидратированный реакционный поток;
указанный дегидратированный реакционный поток передают в сепаратор отделения газа от твердых частиц, чтобы на выходе получить катализатор с угольным слоем и дегидратированный продукт реакции,
часть катализатора или весь указанный катализатор с угольным слоем подают в регенератор, чтобы выжечь кокс для регенерации катализатора непрерывным или пошаговым способом; и
регенерированный катализатор передают обратно в реактор, где он вступает в контакт с исходным метаноловым сырьем для осуществления реакции,
указанный дегидратированный продукт реакции подают в сепаратор, включающий абсорбционную колонну и колонну ректификации ДМЭ, и, необязательно, колонну регенерации метанола;
поток продукта, состоящий, в основном, из ДМЭ, скапливают в верхней части колонны ректификации ДМЭ;
неконденсируемый газ, захваченный с ДМЭ и/или метанолом, получают в верхней части колонны ректификации ДМЭ;
указанный неконденсируемый газ подают в абсорбционную колонну, чтобы абсорбировать захваченный ДМЭ и/или метанол абсорбирующей жидкостью, причем жидкость на дне колонны ректификации ДМЭ состоит, в основном, из непрореагировавшего метанола и воды;
жидкость на дне колонны ректификации ДМЭ произвольно разделяют колонной регенерации метанола, чтобы получить метанол в верхней части колонны регенерации метанола и сбросную воду на дне колонны регенерации, а
абсорбирующая жидкость, используемая в абсорбционной колонне, является жидкостью на дне колонны ректификации ДМЭ и/или сбросной жидкостью на дне колонны регенерации.
1. A method for the production of dimethyl ether (DME) from methanol, containing the following stages:
the methanol feed is fed to a fluidized bed reactor that comes into contact with the catalyst to conduct a dehydration reaction to obtain a dehydrated reaction stream;
said dehydrated reaction stream is passed to a separator for separating gas from solid particles in order to obtain a coal-bed catalyst and a dehydrated reaction product,
part of the catalyst or all of the specified catalyst with a coal layer is fed into the regenerator to burn coke for regeneration of the catalyst in a continuous or step-by-step manner; and
the regenerated catalyst is transferred back to the reactor, where it comes into contact with the methanol feedstock to carry out the reaction,
said dehydrated reaction product is fed to a separator comprising an absorption column and a DME rectification column, and, optionally, a methanol recovery column;
the product stream, consisting mainly of DME, is collected at the top of the DME rectification column;
non-condensable gas trapped with DME and / or methanol is obtained at the top of the DME rectification column;
said non-condensable gas is supplied to the absorption column in order to absorb the trapped DME and / or methanol with an absorbing liquid, the liquid at the bottom of the DME distillation column consisting mainly of unreacted methanol and water;
the liquid at the bottom of the DME rectification column is randomly separated by a methanol recovery column to obtain methanol in the upper part of the methanol recovery column and waste water at the bottom of the recovery column, and
the absorption liquid used in the absorption column is a liquid at the bottom of a DME rectification column and / or a waste liquid at the bottom of a regeneration column.
2. Способ по п.1, в котором исходное метаноловое сырье имеет содержание метанола порядка 5-100% по весу.2. The method according to claim 1, in which the methanol feedstock has a methanol content of about 5-100% by weight. 3. Способ по п.1, в котором катализатор содержит Y-цеолит и необязательно другой цеолит, не содержащий неорганической окиси и глины.3. The method according to claim 1, in which the catalyst contains a Y-zeolite and optionally another zeolite that does not contain inorganic oxide and clay. 4. Способ по п.1, в котором указанный катализатор содержит неорганическую окись (окиси), глину, Y-цеолит и, необязательно, другой цеолит.4. The method according to claim 1, wherein said catalyst contains inorganic oxide (s), clay, Y-zeolite and, optionally, another zeolite. 5. Способ по п.3 или 4, в котором указанный другой цеолит выбран из мезопористых цеолитов, бета-цеолитов и SAPO-цеолитов.5. The method according to claim 3 or 4, wherein said other zeolite is selected from mesoporous zeolites, beta zeolites and SAPO zeolites. 6. Способ по п.3 или 4, в котором весовое отношение другого цеолита к Y-цеолиту составляет 0-10.6. The method according to claim 3 or 4, in which the weight ratio of the other zeolite to Y-zeolite is 0-10. 7. Способ по пп.1, 3 или 4, в котором указанный Y-цеолит выбран из группы, состоящей из Y, HY, REY, REHY, USY, REUSY и их смесей.7. The method according to claims 1, 3 or 4, wherein said Y-zeolite is selected from the group consisting of Y, HY, REY, REHY, USY, REUSY and mixtures thereof. 8. Способ по п.5, в котором указанный мезопористый цеолит включает ряд ZRP, ряд ZSP, ряд ZSM и их производные или модифицированные цеолиты.8. The method according to claim 5, wherein said mesoporous zeolite comprises a ZRP series, a ZSP series, a ZSM series, and derivatives or modified zeolites thereof. 9. Способ по п.3 или 4, в котором указанную неорганическую окись выбирают из группы, состоящей из окиси алюминия, кремнезема, аморфной окиси алюминия двуокиси кремния и их смесей; а глина - каолин и/или галлуазит.9. The method according to claim 3 or 4, wherein said inorganic oxide is selected from the group consisting of alumina, silica, amorphous alumina, silica and mixtures thereof; and clay is kaolin and / or halloysite. 10. Способ по п.1, в котором реакция дегидратации проводится при температуре 100-550°С под давлением 1~1000 кПа с весовым отношением катализатора к исходному метаноловому сырью 0,001-50 при среднечасовой скорости подачи сырья 0,01-100 ч-1.10. The method according to claim 1, in which the dehydration reaction is carried out at a temperature of 100-550 ° C under a pressure of 1 ~ 1000 kPa with a weight ratio of catalyst to methanol feedstock of 0.001-50 at an hourly average feed rate of 0.01-100 h -1 . 11. Способ по п.1, в котором пропорция катализатора с угольным слоем, предназначенного для сжигания кокса, составляет 0,5-100% от общего веса катализатора с угольным слоем.11. The method according to claim 1, in which the proportion of the catalyst with a coal layer intended for burning coke, is 0.5-100% of the total weight of the catalyst with a coal layer. 12. Способ по п.1 или 11, в котором, когда часть катализатора с угольным слоем вводят в регенератор для регенерации путем сжигания кокса, оставшийся катализатор с угольным слоем возвращают в реактор, при этом указанная часть катализатора с угольным слоем, предназначенного для сжигания кокса, составляет 0,5-99% от общего веса катализатора с угольным слоем.12. The method according to claim 1 or 11, in which, when a part of the catalyst with a coal layer is introduced into the regenerator for regeneration by burning coke, the remaining catalyst with a coal layer is returned to the reactor, while the specified part of the catalyst with a coal layer intended for burning coke , is 0.5-99% of the total weight of the catalyst with a coal layer. 13. Способ по п.1, в котором регенерация - одноступенчатая регенерация или двухступенчатая регенерация, и указанный регенерированный катализатор представляет собой частично регенерированный катализатор и/или полностью регенерированный катализатор.13. The method according to claim 1, in which the regeneration is a single-stage regeneration or two-stage regeneration, and said regenerated catalyst is a partially regenerated catalyst and / or a fully regenerated catalyst. 14. Способ по п.1, в котором указанный катализатор содержит Y-цеолит, выбранный из группы, состоящей из свежего катализатора, регенерированного катализатора, полурегенерированного катализатора, регенерируемого катализатора и их комбинации.14. The method according to claim 1, wherein said catalyst contains a Y-zeolite selected from the group consisting of fresh catalyst, regenerated catalyst, semi-regenerated catalyst, regenerated catalyst, and combinations thereof. 15. Способ по п.1, в котором реактор с псевдоожиженным слоем выбирают из группы, состоящей из реактора с псевдоожиженным слоем, лифт-реактора, реактора с нисходящей линией перекачки, составного лифт-реактора с псевдоожиженным слоем, составного лифт-реактора и нисходящей линии передачи, составного реактора из двух или более лифт-реакторов, составного реактора из двух или больше псевдоожиженных слоев и составного реактора из двух или более нисходящих линий передачи, при этом каждый из указанных реакторов может быть разделен на две или несколько реакционных зон.15. The method according to claim 1, in which the fluidized bed reactor is selected from the group consisting of a fluidized bed reactor, an elevator reactor, a downward flow reactor, a composite elevated fluidized bed reactor, a composite elevated reactor and a downlink transfer, a composite reactor of two or more elevator reactors, a composite reactor of two or more fluidized beds and a composite reactor of two or more downstream transmission lines, each of these reactors can be divided into two or several to the reaction zones. 16. Способ по п.1, в котором регенерированный катализатор охлаждают до 100-650°С прямым или косвенным способом теплообмена и затем передают обратно в реактор.16. The method according to claim 1, in which the regenerated catalyst is cooled to 100-650 ° C by direct or indirect heat transfer method and then transferred back to the reactor. 17. Способ по п.16, в котором прямой теплообмен состоит в прямом контакте регенерированного катализатора с воздухом или паром, имеющим более низкую температуру, и прямой теплообменник встроен в псевдоожиженный слой или в лифт-реактор; в котором косвенный теплообмен состоит в использовании теплообменника, через оболочку которого проходит горячий катализатор и через трубу которого проходит насыщенная вода или другая теплообменная среда.17. The method according to clause 16, in which direct heat exchange consists in direct contact of the regenerated catalyst with air or steam having a lower temperature, and the direct heat exchanger is integrated in the fluidized bed or in the elevator reactor; in which indirect heat transfer consists in the use of a heat exchanger through which a hot catalyst passes through a shell and through which a saturated water or other heat transfer medium passes. 18. Способ по п.1, в котором исходное метаноловое сырье находится в виде жидкой или газовой фазы.18. The method according to claim 1, in which the feed methanol feed is in the form of a liquid or gas phase. 19. Способ по п.1, в котором исходное метаноловое сырье проходит косвенный теплообмен с реакционным потоком и катализатором в реакторе и/или с катализатором в регенераторе до поступления в реактор с псевдоожиженным катализатором вступает в контакт с катализатором.19. The method according to claim 1, in which the methanol feedstock undergoes indirect heat exchange with the reaction stream and the catalyst in the reactor and / or with the catalyst in the regenerator and comes into contact with the catalyst before entering the reactor with a fluidized catalyst. 20. Способ по п.1, в котором сепаратор включает абсорбционную колонну, колонну ректификации ДМЭ и колонну регенерации метанола, в котором 99,9-90% по объему жидкости со дна колонны ректификации ДМЭ подается в колонну регенерации метанола, и 0,1-10% по объему жидкости со дна колонны ректификации ДМЭ подается в абсорбционную колонну как абсорбирующая жидкость.20. The method according to claim 1, in which the separator includes an absorption column, a DME rectification column and a methanol recovery column, in which 99.9-90% by volume of liquid from the bottom of the DME rectification column is fed to a methanol recovery column, and 0.1- 10% by volume of liquid from the bottom of the rectification column of DME is supplied to the absorption column as an absorbing liquid. 21. Способ по п.1, в котором сепаратор дополнительно включает сепаратор газ-жидкость, в котором дегидратированный продукт реакции и/или жидкость со дна абсорбционной колонны подают в сепаратор газ-жидкость; после отделения газа от жидкости получают часть жидкой фазы и часть газовой фазы, в котором часть жидкой фазы подают в колонну ректификации ДМЭ и часть газовой фазы подают в абсорбционную колонну.21. The method according to claim 1, in which the separator further comprises a gas-liquid separator, in which the dehydrated reaction product and / or liquid from the bottom of the absorption column is fed into the gas-liquid separator; after separating the gas from the liquid, part of the liquid phase and part of the gas phase are obtained, in which part of the liquid phase is fed to the DME rectification column and part of the gas phase is fed to the absorption column. 22. Способ по п.1, в котором колонна ректификации ДМЭ - насадочная колонна или тарельчатая колонна, колонна регенерации метанола - насадочная колонна или тарельчатая колонна; и абсорбционная колонна - насадочная колонна или тарельчатая колонна.22. The method according to claim 1, in which the DME rectification column is a packed column or plate column, the methanol recovery column is a packed column or plate column; and the absorption column is a packed column or plate column. 23. Способ по п.22, в котором колонна ректификации ДМЭ работает под давлением 0,1-1,5 МПа при температуре верхней части колонны 20-90°С и температуре нижней части колонны 100-220°С, в котором теоретическое число тарелок колонны ректификации ДМЭ составляет 10-35, впускное отверстие расположено между 4-й тарелкой и 16-й тарелкой, считая от верхней части колонны, и выпускное отверстие ДМЭ расположено между 1-й тарелкой и 5-й тарелкой, считая от верхней части колонны.23. The method according to item 22, in which the DME rectification column operates at a pressure of 0.1-1.5 MPa at a temperature of the upper part of the column 20-90 ° C and a temperature of the lower part of the column 100-220 ° C, in which the theoretical number of plates The DME rectification column is 10-35, the inlet is located between the 4th plate and the 16th plate, counting from the top of the column, and the DME outlet is located between the 1st plate and the 5th plate, counting from the top of the column. 24. Способ по п.22, в котором колонна регенерации метанола работает под давлением 0,01-0,6 МПа при температуре верхней части колонны 65-170°С и температуре нижней части колонны 100-220°С; в котором теоретическое число тарелок колонны регенерации метанола составляет 10-35, впускное отверстие расположено между 4-й тарелкой и 16-й тарелкой, считая от верхней части колонны, и выпускное отверстие для паров метанола расположено между 1-й тарелкой и 5-й тарелкой, считая от верхней части колонны.24. The method according to item 22, in which the methanol recovery column operates under a pressure of 0.01-0.6 MPa at a temperature of the upper part of the column 65-170 ° C and a temperature of the lower part of the column 100-220 ° C; in which the theoretical number of plates of the methanol recovery column is 10-35, the inlet is located between the 4th plate and the 16th plate, counting from the top of the column, and the outlet for methanol vapor is located between the 1st plate and the 5th plate counting from the top of the column. 25. Способ по п.22, в котором абсорбционная колонна работает под давлением 0,1-1,5 МПа при температуре 30-70°С, в котором теоретическое число тарелки абсорбционной колонны составляет 1-15, и впускное отверстие находится в середине нижней части колонны. 25. The method according to item 22, in which the absorption column operates at a pressure of 0.1-1.5 MPa at a temperature of 30-70 ° C, in which the theoretical number of plates of the absorption column is 1-15, and the inlet is in the middle of the bottom parts of the column.
RU2010144134/04A 2008-03-26 2008-03-26 Method of producing dimethyl ether from methanol RU2466980C2 (en)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
RU2010144134/04A RU2466980C2 (en) 2008-03-26 2008-03-26 Method of producing dimethyl ether from methanol

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
RU2010144134/04A RU2466980C2 (en) 2008-03-26 2008-03-26 Method of producing dimethyl ether from methanol

Publications (2)

Publication Number Publication Date
RU2010144134A RU2010144134A (en) 2012-05-10
RU2466980C2 true RU2466980C2 (en) 2012-11-20

Family

ID=46311792

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
RU2010144134/04A RU2466980C2 (en) 2008-03-26 2008-03-26 Method of producing dimethyl ether from methanol

Country Status (1)

Country Link
RU (1) RU2466980C2 (en)

Families Citing this family (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN114054060B (en) * 2020-07-31 2023-10-20 中国石油化工股份有限公司 Catalyst and method for preparing propylene glycol methyl ether

Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
SU841578A3 (en) * 1974-11-21 1981-06-23 Снампрогетти С.П.А. (Фирма) Method of preparing ethers
CN1153080A (en) * 1995-12-29 1997-07-02 中国科学院兰州化学物理研究所 Catalyst for direct preparation of dimethyl ether with synthetic gas
RU2277528C1 (en) * 2005-01-25 2006-06-10 Михаил Хаймович Сосна Dimethyl ether production process
CN101125802A (en) * 2006-12-04 2008-02-20 中国科学院大连化学物理研究所 Gas phase continuous production method for dimethyl ether from methanol

Patent Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
SU841578A3 (en) * 1974-11-21 1981-06-23 Снампрогетти С.П.А. (Фирма) Method of preparing ethers
CN1153080A (en) * 1995-12-29 1997-07-02 中国科学院兰州化学物理研究所 Catalyst for direct preparation of dimethyl ether with synthetic gas
RU2277528C1 (en) * 2005-01-25 2006-06-10 Михаил Хаймович Сосна Dimethyl ether production process
CN101125802A (en) * 2006-12-04 2008-02-20 中国科学院大连化学物理研究所 Gas phase continuous production method for dimethyl ether from methanol

Also Published As

Publication number Publication date
RU2010144134A (en) 2012-05-10

Similar Documents

Publication Publication Date Title
US8541630B2 (en) Process for producing dimethyl ether from methanol
CN103848730B (en) Production device system and production process for polymethoxy dimethyl ether (PODE)
US9481624B2 (en) Process for the production of dimethyl ether
CN101274878B (en) Fluidized catalyzing method for producing dimethyl ether by methanol multi-stage gas phase dehydration
CN100582066C (en) Process for producing ethylene by ethanol dehydration
CN1907932B (en) Method for preparing dimethyl ether from methanol
RU2647596C2 (en) Thermo-mechanically integrated method for the production of ethylene oxide from ethanol flow
US9663414B2 (en) Process for dehydration of ethanol to ethylene at low energy consumption
US11358911B2 (en) Low-energy consumption method for dehydrating ethanol into ethylene
RU2647597C2 (en) Thermally integrated method for the production of ethylene oxide from ethanol flow
CN101544545B (en) Method for producing dimethyl ether from methanol
WO2024027452A1 (en) Methanol to propylene process method and reaction system
RU2505522C2 (en) Method and installation for obtaining dimethyl ether from methanol
RU2466980C2 (en) Method of producing dimethyl ether from methanol
CN108435236B (en) Catalyst, system and method for preparing propylene by converting methanol and/or dimethyl ether
CN101104575B (en) Method for producing dimethyl ether from methanol by combination hydrocarbons catalytic conversion
CN101152999A (en) Method for producing dimethyl ether from methanol
CN208684807U (en) The system that a kind of methanol and/or dimethyl ether conversion prepare propylene
CN101190877A (en) Method for producing dimethyl ether by catalytic cracking coupling methanol dehydration